WO2012139181A1 - Processo de fcc para a maximização de diesel utilizando dois conversores distintos - Google Patents

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WO2012139181A1 PCT/BR2011/000108 BR2011000108W WO2012139181A1 WO 2012139181 A1 WO2012139181 A1 WO 2012139181A1 BR 2011000108 W BR2011000108 W BR 2011000108W WO 2012139181 A1 WO2012139181 A1 WO 2012139181A1
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Leandro MORAIS SILVA
William Richard Gilbert
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Definitions

  • the present invention belongs to the field of fluid catalytic cracking (FCC) processes and concerns the maximization of medium distillates. More specifically, the present invention describes a heavy or mixed-load FCC process which proposes the use of two distinct pivoting converters, one of which is dedicated to producing better quality LCO (Light Cycle OH). and the other converter dedicated to reducing unwanted (decanted oil) or unspecified (naphtha) currents generated in the first converter. Furthermore, the invention describes the benefit of using low contact time as a method for reducing reaction severity in the converter aimed at producing quality LCO. The process seeks both to maximize LCO production and improve its quality and to produce gasoline of the required quality and reduce fuel oil production, eliminating the typical problems of maximum LCO operation.
  • FCC fluid catalytic cracking
  • LCO Light Cycle OH
  • TRX low reaction temperature converter
  • the proposed invention relates to a fluid catalytic cracking (FCC) process comprising two pivotally operating converters.
  • Converter here and throughout the text, means a set of equipment that enables: the occurrence of load cracking reactions including the use of finely particulate catalyst for the reaction mechanism to be catalytic; regeneration of spent catalyst; and transporting the fluidized catalyst with the rheological characteristics of a powder between the reaction zone and the regeneration zone.
  • the converter itself contains a single catalyst formulation in its inventory.
  • the proposed process seeks to maximize both LCO production and quality, and in addition produces the required quality gasoline and reduces fuel oil production, eliminating typical LCO operation problems.
  • Fluid bed catalytic cracking plays a vital role in oil refining, especially when processing of heavy hydrocarbons, therefore difficult to distillation.
  • the main characteristics of the process are: possibility of adjusting production according to the real market needs and reusing low commercial value fractions from other refinery processes.
  • the FCC unit processes intermediate and heavy petroleum fractions, generating lighter products (gasoline and lighter intermediates) of higher added value through chemical breakdown reactions via zeolitic catalysts. This type of cracking occurs at controlled temperatures and lower than thermal cracking.
  • Coke is a high molecular weight material consisting of hydrocarbons which typically contains from 4% to 9% by weight of hydrogen in its composition.
  • the coke-coated catalyst At the end of the riser reactions, the coke-coated catalyst, generally referred to as the "spent catalyst", must be separated from the cracking products. This separation operation is typically performed on cyclones contained in a vessel called a “separator vessel”.
  • Applicant's separation technology object of patent documents PI 9303773-2 (comprising a riser end rapid separation system), PI 0204737-3 (comprising an improvement of the rapid separation system by introducing manifolds of hydrocarbon vapors to the system) and PI 0704443-7 (comprising the application of the rapid separation system for converters with two or more risers), incorporated herein by reference, is the preferred technique for use in the present process.
  • the spent spent catalyst still contains some amount of noble cracking products dragged between the catalyst particles or adsorbed on its surface and should therefore be rectified for recovery of this residual hydrocarbon.
  • This operation occurs in the rectifier, equipment in general combined with the separator vessel.
  • the rectifying fluid is generally steam and it flows countercurrent to the spent catalyst flow. Rectifier trim allows for closer contact between catalyst particles and grinding vapor.
  • GC fuel gas - process inert, H 2 S, H 2 and C1 and C2 hydrocarbons
  • LPG liquefied gas - C3 and C4 hydrocarbons
  • Acid waters sum of all vapor streams injected into the reaction zone and top system of the fractionation section and containing high levels of contaminants such as H 2 S;
  • GLN cracked naphtha specified as gasoline - C5 + hydrocarbons to boiling end point (PFE) of 220 ° C, typically;
  • LCO light cycle oil - PIE hydrocarbons from 220 ° C to PFE of 340 ° C, typically;
  • the cracked naphtha stream can be fractionated into light naphtha (NL) and heavy naphtha (NP), the cutting temperature being in the interest of the refiner. Additionally, in some configurations a circulating reflow current from the tower, intermediate between LCO and OD, the heavy cycle oil (HCO) stream is removed as product.
  • NL light naphtha
  • NP heavy naphtha
  • HCO heavy cycle oil
  • the spent catalyst at the rectifier outlet containing only non-rectifiable carbonaceous material is subsequently sent to a regenerating vessel.
  • this vessel which operates under high temperature, the coke that is deposited on the surface and in the pores of the catalyst is burned. Coke elimination through combustion allows for recovery of catalyst activity and releases sufficient heat to meet the thermal needs of catalytic cracking reactions.
  • Fluidization of catalyst particles by gas streams allows the transport of catalyst between the reaction zone and the regeneration zone and vice versa.
  • the catalyst in addition to fulfilling its essential function of catalyzing chemical reactions, also acts as a means of transporting heat from the regenerator to the reaction zone.
  • the art contains many descriptions of hydrocarbon catalytic cracking processes in a fluidized catalyst stream, with catalyst transport between the reaction zone and the regeneration and coke burning zone in the regenerator.
  • the Fluid Catalytic Cracking (FCC) process is primarily geared towards the production of high octane gasoline and is also responsible for the production of LPG.
  • the average distillate (LCO) produced in this conventional process represents from 15% to 25% by weight of the total yield. Normally LCO has a high concentration of aromatics, exceeding 80% of the total composition, which makes it difficult to incorporate it into the diesel pool.
  • Aromatics in the LCO range degrade its quality by reducing the cetane number (index based on the chemical formula C 16 H 34 linear paraffinic hydrocarbon used as a standard in assessing diesel igniter properties) and increasing density, a feature that cannot be be fully reversed by hydrotreatment. Minimizing aroma formation in the FCC is therefore an important strategy in maximizing middle distillates.
  • Aromatics in FCC products may come directly from the charge through dealkylating reactions of larger aromatic molecules, or may be formed from cyclizing olefins and then undergo hydrogen transfer reactions. The formation of aromatics from olefins occurs in side reactions and the low reactivity of aromatics causes these molecules to eventually concentrate on products as conversion progresses and removes other more reactive species from the environment. reactionary. The undesirable aromatic formation reactions, which are undesirable to obtain a better quality middle distillate, are favored by high severity conditions such as: high reaction temperature and high contact time between the load and the riser catalyst.
  • the FCC process was originally designed for the production of high octane gasoline, the intrinsic flexibility of the process allows it to be adapted for different production purposes, such as maximizing medium distillates for diesel or even of light olefins (present in GC and LPG) for the petrochemical industry.
  • Medium maximization and light olefin maximization are diametrically opposed types of operation. In medium operation, low conversions are sought in order to preserve the yield of LCO (boiling point range 220 ° C - 340 ° C), which is higher at conversion levels below those commonly practiced in typical FCC operation.
  • the light olefins maximization operation seeks very high conversions by entering the gasoline overdrive region. For this reason, the task of simultaneously obtaining high yields of better quality light olefins and LCO in a single reaction zone is made difficult.
  • the most commonly used solution for maximizing LCO production is to minimize the severity of reactions by operating the converter with a low reaction temperature between 450 ° C and 500 ° C, using a low activity catalyst. . Under these conditions the production of LCO is increased and its quality improved. The problem is that, along with this solution, some undesirable factors appear, such as increased production of DO and a deterioration in the quality of cracked naphtha, making its introduction into the gas pool unfeasible. Generally another associated undesirable factor caused by reduced reaction severity is the reduction in LPG production and, consequently, light olefins in the LPG range.
  • a negative consequence usually from the operation of the FCC for maximizing averages by reducing the reaction temperature is the excessive coke deposition observed in the reaction zone and the grinding zone. It is normal to observe under low reaction temperature riser coke deposition, separator vessel cyclones, transfer line and rectifier bottom. This problem reduces the operational reliability of the unit and often requires its complete stop for coke removal and cleaning.
  • Excessive coke deposition is mainly caused by incomplete vaporization of the load, due to the low temperature resulting in the mixing zone between the load and the catalyst, as a result of the lower reaction temperatures practiced for maximizing midrange.
  • regenerator phase temperature Another negative consequence usually resulting from the operation of the FCC for the maximization of averages by reducing the reaction temperature is the temperature trigger in the regenerator whose operating range should be between 670 ° C to 730 ° C in the dense catalyst bed (dense regenerator phase temperature). Excessive rise in regenerator temperature is detrimental by increasing the unit's catalyst inventory shutdown rate and bringing the regenerator vessel closer to its design metallurgical limits. In addition it has the undesirable effect of significantly increasing the potential cracked naphtha gum as a result of the higher thermal cracking to which the load is subjected to mixing with the hottest catalyst from the regeneration zone despite the lower TRX.
  • the temperature trigger in the regenerator during operation with reduced reaction temperature has as its main cause the increase of hydrocarbon drag to the regenerator.
  • Hydrocarbon drag increases, in turn, due to the lower rectification efficiency caused by both the low temperature in the rectifier that accompanies the reaction temperature and the higher concentration of higher molecular weight components in the gas entering the rectifier from the lower load conversion and the largest non-vaporized portion of the load, as a result of the lower mixing temperature at the riser base, which follows the reaction temperature.
  • Regenerator temperature correction can be accomplished by installing catalyst cooler equipment (catalyst cooler, or catcooler) in the regenerator vessel.
  • the catcooler receives a current of hot vessel catalyst, exchanges heat with tubular beams through which water flows and in which saturated steam is generated, and returns to the regenerator a cooled catalyst current, keeping the regenerator's dense phase temperature in the proper operating range.
  • Catalyst cooler or catcooler
  • the catcooler receives a current of hot vessel catalyst, exchanges heat with tubular beams through which water flows and in which saturated steam is generated, and returns to the regenerator a cooled catalyst current, keeping the regenerator's dense phase temperature in the proper operating range.
  • its use has the disadvantage of increasing the air demand for the regeneration zone due to the increase in total coke yield resulting from its effects on the overall energy balance of the converter.
  • Another method for correcting the regenerator temperature is to inject a quench coolant stream into the riser, preferably at a point above the main charge injection, as taught in patent application PI 0504854-0.
  • Quench injection leads to an increased energy demand for the riser, which results in increased catalyst circulation from the riser to the regenerator.
  • This additional removal of hot catalyst from the regenerator indirectly contributes to the reduction of the temperature in the dense regenerator catalyst bed.
  • Another benefit of quenching is the riser base temperature increase (to the same final reaction temperature), which contributes to better load vaporization (especially important for heavy loads) and bottom cracking, reducing the production of OD and also reducing the coke deposition on the converter internals by the presence of non-vaporized load. Similar to the catalyst cooler, this alternative has the disadvantage of increasing the total coke yield of the unit, which consequently requires the use of a higher combustion air flow.
  • delta coke is the ratio of the coke weight yield of the charge to the mass ratio of catalyst circulation / charge flow (catalyst / oil ratio, or C / O).
  • C / O translates to the unit mass of catalyst per unit mass of charge.
  • delta coke indicates the amount of catalyst required to produce a certain amount of coke, defined by the converter's thermal demand.
  • the lower the delta coke value the greater the catalyst circulation (higher C / O) must be to generate a given coke yield in the unit, which ultimately means that the lower delta coke cools the regenerator (leads to a lower dense phase temperature) by promoting increased catalyst circulation, which removes heat from the regenerator to the riser.
  • Reduced contact time leads to a reduction in delta coke because under these conditions the coke yield required to meet the converter's thermal balance is only achieved from increased catalyst circulation (higher C / O), which compensates for this. the shortest reaction time available in the riser.
  • Applicant's patent application PI 0504321-2 discloses a process aimed at eliminating the drawbacks of increased OD production and loss of specification of gasoline resulting from reduced severity operation.
  • the process is characterized by the use of a single converter with two distinct reaction sections associated with two separate fractionation sections.
  • the load (current 10) is fed into the converter in the less severe reaction section in a riser with a temperature of 460 ° C to 520 ° C (maximum mode LCO).
  • the reaction products are separated into a fractionator, from which "LCO for Diesel" (current 66) and unspecified cracked naphtha (current 64) and OD (current 68, high yield due to low severity) currents are removed.
  • the operational reliability of the converter is reduced due to the problems related to coke deposition in the reaction and rectification section equipment associated with the lower temperature riser.
  • the application of this process may be restricted to the processing of lighter loads.
  • Patent application PI 0605009-3 discloses a double riser converter with the differential that no current is recycled. Risers operate at different severities, and therefore the production profile and product qualities are distinct between the two risers.
  • the advantage of this design is the increase in the unit's fresh load processing capacity, which represents an increase in funds conversion to the refiner, as the second riser is not captive to the current riser reprocessing.
  • the disadvantage is that unspecified naphtha production and higher OD in the first riser.
  • US patent application 2006/0231458 discloses an FCC process that claims to use low riser contact time, focusing on increasing the production of gasoline and middle distillates. In this process a single riser is used and the contact time is 1 to 5 seconds (however, generally the short contact time is characterized by times less than 2 seconds). Some of the advantages of low contact time are cited in this document, such as the reduction of non-selective reactions and the reduction of unwanted hydrogen transfer reactions that lead to the formation of aromatics in cracking products. Reduction in fuel oil production is achieved by selective DO recycling, ie from an OD stream whose triaromatic compounds (hydrocarbons with more than three aromatic rings) have already been removed.
  • WO 01/60951 discloses a two-riser FCC process, the second riser being exclusively for the reprocessing of the OD from both the first and the second riser itself.
  • the FCC process of WO 01/60951 has some disadvantages, such as:
  • the first riser LCO and naphtha currents are not separated in the fractionator associated with this riser, but are mixed with the same cuts obtained in the second OD riser. With this, the LCO and naphtha obtained in the first riser are mixed with those obtained in the second riser fractionator. If the severity in both risers is low, the resulting LCO is of good quality, but OD reprocessing loses its effect, and the process has the usual drawback of high OD (and low quality naphtha) production.
  • US 6,416,656 describes a process for increasing the overall diesel and LPG yield by using a riser. In this process, the gasoline is depressed to increase the LPG yield, being injected at a point lower than the nozzle, the site subjected to the highest severity in the riser, both in the reaction temperature and in the ratio of catalyst mass unit per unit. load mass (C / O ratio).
  • the process load is injected at multiple points along the riser, reducing contact time and thereby increasing LCO yield;
  • the temperature is already lower, as well as the C / O ratio (due to the injection of more load in the riser), which also favors the yield and quality of the LCO.
  • a quench is injected at the top of the riser in order to cease secondary reactions.
  • Lower severity in the load cracking region may lead to an undesired increase in OD production, but the patent indicates the possibility of recycling OD along with the cargo.
  • the disadvantages of this technique are:
  • a catalytic system for low severity load cracking objective of maximizing quality LCO
  • another catalytic system for naphtha cracking under specific conditions objective of correcting quality
  • the technique still requires a mixed charge fluid catalytic cracking process aimed at the production of medium distillates that maximizes the quality of the LCO obtained in the load cracking, isolating this high quality LCO stream from other CSF streams from the reprocessing of cracked fractions that, due to their chemical nature and higher reaction severity, generate a lower quality CSF.
  • the invention provides a process that utilizes two distinct converters that work together in a pivotal manner for diesel maximization by independently cracking naphtha and OD streams for specified gasoline production and reducing fuel oil production by converting it into diesel fuel.
  • lighter products in addition to providing the specification as Aromatic Residue (RARO) of its remaining fraction due to the high aromaticity obtained by shrinkage, presenting a benefit superior to that obtained with only one converter.
  • RARO Aromatic Residue
  • This technique can be extended to refineries that have two FCC units by modifying the equipment and aligning the units by adjusting one converter under low severity and the other under high severity. Catalytic systems would be distinct and appropriate for each objective.
  • the high quality LCO stream would be produced and in the second, the naphtha and OD currents of the first one would be reduced, besides the unit load.
  • naphtha could be lowered into an independent riser.
  • the OD would be mixed to the load. If a single riser is available on the second converter, the naphtha could alternatively be lowered in the lift section below the injection of the DO load mixture.
  • the use of the present technique further provides the refiner with the desired flexibility in changing local demand for derivatives.
  • the second converter will be used to crack part of the load flow of the first, since the increase in thermal demand of the first will limit the load processing in it.
  • Using both converters will allow the refiner to process the same full charge flow regardless of the operating mode selected.
  • a more restricted application refers to its use in a refinery with only one converter and which chooses not to build a second converter to handle unspecified naphtha current and decanted oil surplus from the converter operating to maximum LCO.
  • the refiner enjoys all the benefits of reducing the reaction severity in his converter via low contact time maintaining the highest TRX, and has the option of recycling part of naphtha at the riser base.
  • the difficulty of coping with the higher production of decanted oil will remain: if you choose to recycle some of the DO or not to reduce reaction severity so much as not to increase the yield of DO, the consequence will be a deterioration in LCO quality and lower incorporation of this current into the diesel pool, the initial objective of the converter operation to medium maximums.
  • the present invention relates to a heavy or mixed-load FCC process comprising two distinct pivoting converters.
  • a first converter operates with low riser contact time from 0.2s to 1.5s (preferably 0.5s to 1.0s) allowing a higher reaction temperature even at low severity from 510 ° C to 560 ° C (preferably from 530 ° C to 550 ° C) and with a suitable catalyst for maximizing LCO.
  • a second converter has a high activity catalytic system, suitable for naphtha cracking and OD, and utilizes conventional contact time (greater than 1.5s).
  • reaction temperatures of each are adjusted to the most recommended range to maximize cracking of each of the currents: 530 ° C to 560 ° C for the OD riser; and 540 ° C to 600 ° C for the naphtha riser.
  • the process seeks both to maximize LCO production and quality and to produce quality gasoline. required and reduces fuel oil production, eliminating the traditional problems the refiner encounters when operating in LCO maximization.
  • the use of the low contact time on the first converter allows for a higher quality LCO even at higher reaction temperatures, thus enjoying all the benefits associated with the higher TRX. The end result translates into increased operational reliability and a favorable thermal balance, which makes room for increased load temperature and for residual load processing.
  • Figure 1 schematically illustrates a flowchart of the proposed invention in its preferred embodiment, in which the second converter is provided with two risers, for naphtha and OD independent shrinkage on each riser.
  • Figure 1 illustrates the design of a new diesel-driven FCC unit at the refinery, as well as the application of the present invention to a refinery that already has two FCC converters, one of which has two risers.
  • Figure 2 schematically illustrates a flowchart of an alternative solution of the present invention for application in a refinery that already has two FCC converters, where both have only one riser and in case a second riser is not chosen for one of the two. converters. It should be noted that, in this case, the condition of naphtha and OD (in the same riser) is not optimized; However, Figure 2 reflects a lower investment decision to implement this proposal.
  • Figure 3 illustrates a block diagram of the invention applied to an existing FCC unit.
  • the present invention deals with an FCC process for maximizing of medium distillates from mixed hydrocarbon loads, where it is proposed to use two separate converters, operating in an articulated manner, to maximize diesel, specified gasoline production and reduction of fuel oil production, with the resulting benefit exceeding that obtained with only one converter.
  • FIG 1 schematically illustrates the proposal of the invention in its preferred embodiment.
  • converter “A” (1) comprises a riser "2", a separating vessel (3), a rectifier (4), a spent catalyst standpipe (5), a regenerator (6) and a regenerated catalyst standpipe (7)
  • a load (50a) consisting of heavy diesel or atmospheric residue (RAT) or a mixture of these streams is injected into the upper load spreader (8).
  • RAT atmospheric residue
  • the regenerated catalyst is initially dragged by a lift fluid (51), which is usually steam, to assist the upward flow of the catalyst in riser "I” (2) to the point of load introduction.
  • the reaction products (52) of converter “A” (1) are hydrocarbons lighter than cargo (50a), such as gasoline, LPG, fuel gas (GC) and LCO, plus decanted oil (OD). These are sent to a fractionating tower “A” (1 1), from which the appropriate quality LCO stream (57) is withdrawn for incorporation into the diesel hydrotreating load pool. At the top of the fractionating tower "A” (11) comes a stream of light hydrocarbons (53) which is condensed and then sent to a top vessel (12). The top vessel (12) separates an unspecified naphtha (NNE) fraction (55) and a wet gas fraction (54), consisting primarily of GC and LPG strip components.
  • NNE unspecified naphtha
  • a wet gas fraction 54
  • the fraction of NNE (55) is sent to the naphtha disperser (29) on the basis of a riser "II" (21) which is part of a second converter "B" (20).
  • a fraction of NNE (56) may be sent to the disperser (10) at the base of riser ⁇ "(2) of converter” A "(1), in which case it would serve as a lift fluid (naphtha). lift) to the catalyst, which to reach the upper portion of the riser without load injection (which when vaporized ultimately contributes to the upward flow of the catalyst) requires a greater amount of lift steam (51).
  • Converter “B” (20) comprises a riser “II” (21), a separating vessel (22), a rectifier (23), a spent catalyst standpipe (24), a regenerator (25), a catalyst standpipe (26) connecting the regenerator (25) to riser “II” (21), a regenerated catalyst standpipe (27) connecting the regenerator (25) riser “III” (28), and riser “III” (28).
  • the OD (58) meets the hot regenerated catalyst from the regenerator (25) through the standpipe duct (27).
  • the regenerated catalyst is initially entrained by a lift fluid (60), which is generally steam, to assist upward flow of the catalyst in riser "III" (28).
  • a set of independent dispersors for load (50b) and OD (58) may be provided. If the operating mode is set to maximum petrol, the converter "A" (1) will produce a naphtha already specified and therefore it is not necessary to reduce this current in riser “II” (21) of converter “B” ( 20).
  • a spreader (35) is provided in riser “II” (21) of converter “B” (20) load cracking 50c, consisting of heavy diesel or atmospheric waste (RAT), or a mixture of these currents, which may be the same as those used in converter "A” (1) and riser “M1” (28) of converter “B” (20), or even a segregated load of different quality from loads (50a) and (50b).
  • the reaction products (61) of converter "B" (20) are sent to a fractionating tower “B” (31) from which a low quality LCO (65) current flows from the intermediate region of the tower to its destination. It is for refinery fuel oil diluent.
  • a light hydrocarbon stream (62) which is condensed and then sent to a top vessel (32) which generates a stream (63) consisting mainly of GC track components and LPG.
  • a stream (63) consisting mainly of GC track components and LPG.
  • At the bottom of the vessel (32) comes an unstable naphtha stream (64).
  • Sending streams 63 and 64 into the gas recovery area promotes GC and LPG separation as well as naphtha stabilization, which can then be incorporated into the refinery's Gasoline pool.
  • the wet gas fraction (54) leaving the top vessel (12) of converter "A” (1) can be add to the wet gas fraction (63) leaving the top vessel (32) of converter "B” (20) and proceed to a common gas recovery area.
  • Converter “A” (1) operates with low riser contact time ⁇ "(2), in the range of 0.2s to 1.5s (preferably 0.5s to 1.0s) and utilizes a suitable catalyst for maximizing LCO to minimize aromatic content in the LCO, thereby increasing its quality.
  • the reaction products (52) are sent to the fractionating tower "A” (11) from which the quality LCO stream (57) of suitable quality for incorporation into the diesel hydrotreating load pool is drawn.
  • Converter “B” (20) has a high-activity catalytic system suitable for cracking NNE (55) and OD (58), and since it has two separate risers, allows the reaction temperatures of each to be adjusted to the most recommended range to maximize cracking of each of the chains: 530 ° C to 560 ° C for the riser "III” (28) from OD (58) and 540 ° C to 600 ° C for the riser "II” (21) of the NNE (55).
  • Converter “B” (40) comprises a riser (41), a separating vessel (42), a rectifier (43), a spent catalyst standpipe (44), a regenerator (45) and a regenerated catalyst standpipe (46).
  • Reaction products (68) from converter “B” (40) are sent to a fractionating tower "B" (33) from which a low quality LCO (72) current flows from the middle of the tower, the destination of which It is for refinery fuel oil diluent.
  • a light hydrocarbon stream (69) which is condensed and then sent to a top vessel (34) which generates a stream (70) consisting primarily of GC strip components and LPG.
  • a stream (70) consisting primarily of GC strip components and LPG.
  • Sending streams 70 and 71 into the gas recovery area promotes GC and LPG separation as well as naphtha stabilization, which can then be incorporated into the refinery's Gasoline pool.
  • the "B” converter (40) has a high-activity catalytic system suitable for cracking NNE (55) and OD (58), but as it has no separate risers, it does not have the flexibility of independent temperature adjustment. of reaction for each current.
  • the riser (41) should operate at a temperature of 530 ° C to 570 ° C in order to enable OD conversion, knowing that naphtha will be subjected to a greater severity because it is injected into the riser base (41).
  • quench injection with a cooling fluid such as water at a point above the charge injections in any of the disclosed risers is an alternative that can be used as described in PI 0504854 -0 for the present case.
  • a cooling fluid such as water
  • HCO heavy cycle oil
  • the block diagram as shown in Figure 3 illustrates the application of this innovation to a refinery that has an existing FCC unit.
  • the scheme illustrates the innovation with charge inlet 50a such as vacuum heavy diesel (GOP) in an existing "A" converter (1).
  • charge inlet 50a such as vacuum heavy diesel (GOP) in an existing "A" converter (1).
  • reaction products (52) are generated which proceed to an existing fractionating tower "A” (11).
  • the reaction products (52) of converter “A” (1) are hydrocarbons lighter than charge (50a), such as gasoline, LPG, fuel gas (GC) and LCO, plus OD.
  • GC fuel gas
  • LCO hydrocarbons lighter than charge
  • the fractionating tower “A” (11) also separates unspecified naphtha (NNE) (55) and OD (58) streams as well as as a wet gas stream (54), consisting mainly of GC and LPG. NNE (55) and OD (58) currents flow to the new "B" converter (20) with two risers. After passing through the "B" converter (20), the reaction products (61) move to a new "B” fractionating tower (31), in which the wet gas fraction (63) consisting mainly of GC and LPG joins the wet gases (54) from converter "A" (1) and into an existing gas recovery area (36).
  • NNE unspecified naphtha
  • OD (58) currents flow to the new "B" converter (20) with two risers.
  • the reaction products (61) move to a new "B” fractionating tower (31), in which the wet gas fraction (63) consisting mainly of GC and LPG joins the wet gases (54) from converter "A" (1) and into an existing gas recovery area (
  • a second fraction leaving the fractionating tower "B" (31) is comprised of an unstable naphtha stream (64) which also proceeds to the gas recovery section (36), where it participates in the absorption of wet gases and, after stabilized, proceeds to the refinery's Gasoline pool.
  • Two more fractions are produced from this "B" fractionating tower (31), which is the low-quality, high-aromatic LCO for diluent (65) and one fraction for OD (RARE OD) (66) .
  • converter "A” (1) operates with GOP load (50a), with a reaction temperature of 520 ° C and a contact time of 0.5s, giving the following yield profile:
  • the next example illustrates the benefit of using the low riser contact time as a method for reducing the reaction severity in the LCO to diesel converter.
  • Race "A” represents a base case of operation using high activity catalyst and 530 ° C TRX.
  • Races “B” and “C” represent the different routes of reaction severity reduction from the base case. In both the severity reduction occurs both by using a lower activity catalyst as well as by adjusting the operating condition, but differ in the process variable used for the adjustment: run “B” demonstrates the TRX reduction route, while that race “C” demonstrates the route of reducing contact time.
  • race "C” the coke production clearance is 35% compared to the base case, significantly greater than that obtained by race “B”. This is because the low contact time route allows full utilization of all dense phase temperature cooling achieved by replacing the catalyst in the unit.
  • contact time is a variable cited in the literature as one of the possible variables for adjusting reaction severity
  • the approach that the use of low contact time allows working at a higher reaction temperature and reaping all the benefits from it. from the use of the low contact time / longer TRX pair even with the converter aimed at the midrange production (when most midrange FCC processes described in the literature follow the TRX reduction line) are not found in the literature. It is This approach, learned by the applicant during the development of its diesel maximizing FCC process, is a central aspect of the present invention, which will lead to a new riser design philosophy for FCC units that address cases of maximum LCO operation.
  • the contact time variable acquires fundamental importance in this process.
  • Existing units can be optimized for maximum LCO operation by installing higher-load cargo injectors on the dock. And in the case of new units, designed for blocked campaigns between maximum LCO or maximum gasoline, the use of injectors at different elevations is now considered (offering flexibility for the unit), adding to all the benefits of higher TRX use. (favorable thermal balance and operational reliability) even in the maximum LCO campaign.

Abstract

É descrito um processo para a maximização de destilados médios de FCC que compreende a utilização de dois conversores distintos, operando de forma articulada que busca maximizar a produção de LCO para diesel, gerar uma gasolina especificada e reduzir a produção de óleo combustível. O conversor "A" opera com baixo tempo de contato no riser, de 0,2s a 1,5s (preferencialmente de 0,5s a 1,0s) possibilitando uma temperatura de reação mais elevada mesmo em baixa severidade, de 510°C a 560°C (preferencialmente de 530°C a 550°C) e com um catalisador apropriado para a maximização de LCO. O conversor "B" possui um sistema catalítico de alta atividade, apropriado para o craqueamento da nafta e OD gerados no primeiro conversor. Preferencialmente, o conversor "B" dispõe de dois risers separados, o que permite que as temperaturas de reação de cada um sejam ajustadas de forma independente de acordo com a faixa mais recomendada para maximizar o craqueamento de cada uma das correntes: 530°C a 560°C para o riser de OD e 540°C a 600°C para o riser de nafta. A corrente de LCO de alta qualidade gerada pelo craqueamento em baixa severidade no conversor "A" não é contaminada com o LCO de pior qualidade gerado pelo recraqueamento do OD no conversor "B", uma vez que cada conversor dispõe da sua própria torre fracionadora. A utilização de baixo tempo de contato como rota para redução de severidade no conversor "A" voltado para a produção de LCO de melhor qualidade permite se operar com uma temperatura de reação mais elevada para o mesmo nível de conversão e de qualidade do LCO, trazendo maior confiabilidade operacional para a unidade, além de trazer benefícios para o balanço térmico do conversor. Em unidades existentes, a melhoria no balanço térmico traz folga ao soprador de ar via aumento da temperatura de carga, bem como abre espaço para o processamento de cargas mais residuais.

Description

PROCESSO DE FCC PARA A MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL UTILIZANDO
DOIS CONVERSORES DISTINTOS
CAMPO DA INVENÇÃO
A presente invenção pertence ao campo dos processos de craqueamento catalítico fluido (FCC) e diz respeito à maximização de destilados médios. Mais especificamente, a presente invenção descreve um processo de FCC, a partir de cargas pesadas ou mistas, que propõe o uso de dois conversores distintos operando de forma articulada, sendo um dos conversores dedicado à produção de LCO (Light Cycle OH) de melhor qualidade e o outro conversor dedicado ao recraqueamento de correntes indesejadas (óleo decantado) ou não especificadas (nafta) geradas no primeiro conversor. Ainda, a invenção descreve o benefício da utilização de baixo tempo de contato como método para a redução de severidade reacional no conversor voltado para produção de LCO de qualidade. O processo busca tanto maximizar a produção de LCO e melhorar a sua qualidade como permite produzir gasolina com a qualidade requerida e reduzir a produção de óleo combustível, eliminando os problemas típicos da operação em máximo LCO.
FUNDAMENTOS DA INVENÇÃO
Em decorrência da maior eficiência dos motores movidos a diesel em relação aos motores movidos à gasolina e somado ao aumento no consumo de concorrentes da gasolina como álcool e gás natural, a demanda de diesel no mundo cresce em uma taxa superior à demanda de gasolina. Como consequência, refinadores de todo o mundo têm o interesse de maximizar em suas unidades a produção de diesel.
Uma das correntes produzidas nas unidades de FCC é o LCO (Light Cycle OH), que tem faixa de ebulição semelhante ao diesel. A sua adição ao "pool" de diesel é limitada, principalmente, pelas suas elevadas aromaticidade e densidade. Melhorias na qualidade désta corrente em geral permitem que o percentual da mesma no "pool" do diesel seja aumentado, o que resulta em uma maior produção de diesel pela refinaria. A maximização da produção de médios em FCC não representa em si uma novidade. A solução mais adotada para maximizar a produção de LCO passa por minimizar a severidade das reações. A prática mais comum refere-se a operar o conversor com baixa temperatura de reação (TRX), da ordem de 450°C a 500°C, associada ao uso de um catalisador de baixa atividade. Nestas condições a produção de LCO é aumentada e a sua qualidade melhorada. O problema é que, associados a este benefício, aparecem fatores indesejados, como o aumento da produção de OD (Óleo Decantado) e a piora na qualidade da nafta craqueada, inviabilizando a sua introdução no "pool" de gasolina. Ao mesmo tempo, a operação do FCC em temperaturas de reação muito baixas reduz a confiabilidade operacional da unidade, além de trazer impactos negativos para o balanço térmico do conversor.
A invenção proposta refere-se a um processo de craqueamento catalítico fluido (FCC) que compreende dois conversores que operam de maneira articulada. Conversor, aqui, e ao longo do texto, significa um conjunto de equipamentos que possibilita: a ocorrência das reações de craqueamento da carga incluindo o uso de catalisador finamente particulado para que o mecanismo reacional seja catalítico; a regeneração do catalisador gasto; e o transporte do catalisador fluidizado com as características reológicas de um pó entre a zona de reação e a zona de regeneração. Além disso, o conversor comporta em si uma única formulação de catalisador no seu inventário.
O processo proposto busca maximizar tanto a produção de LCO como melhorar a sua qualidade e, além disso, produz gasolina com a qualidade requerida e reduz a produção de óleo combustível, eliminando os problemas típicos da operação em máximo LCO.
TÉCNICAS CORRELACIONADAS
O craqueamento catalítico em leito fluidizado exerce papel vital no refino de petróleo, principalmente, quando há necessidade do processamento de hidrocarbonetos pesados, portanto, de difícil destilação. As principais características do processo são: possibilidade do ajuste da produção de acordo com as reais necessidades do mercado e reaproveitamento de frações de baixo valor comercial advindos de outros processos de refinaria.
A unidade de FCC processa frações intermediárias e pesadas de petróleo, gerando produtos mais leves (gasolina e intermediários mais leves) de maior valor agregado, por reações químicas de quebra de moléculas, via catalisadores zeolíticos. Este tipo de craqueamento ocorre a temperaturas controladas e mais baixas que o craqueamento térmico.
O processo de FCC vem sendo utilizado industrialmente desde a década de 1940, e por isto a técnica do processo já está amplamente descrita na literatura. Uma referência introdutória ao processo de FCC pode ser encontrada na publicação: Fluid Catalytic Cracking Technology and Operation; Wilson, J. W; Ed. Pennwell Books; 1997.
Um resumo dos aspectos básicos da tecnologia de FCC pode ser encontrado no pedido de patente PI 0504321-2, usado como referência para a descrição a seguir:
As reações de craqueamento ocorrem pelo contato de hidrocarbonetos, em uma zona de reação tubular ou riser, com um catalisador constituído de material particulado fino. As cargas mais comumente submetidas ao processo de FCC são, em geral, aquelas correntes de refinarias de petróleo provenientes de cortes laterais de torres de vácuo, denominadas gasóleo pesado de vácuo (GOPDD), ou mais pesados que a anterior, provenientes do fundo de torres atmosféricas, denominadas resíduo atmosférico (RAT), ou ainda misturas dessas correntes.
Estas correntes com densidade tipicamente na faixa de 8o API a 28° API devem ser submetidas a um processo químico tal como o processo de craqueamento catalítico, que altere fundamentalmente sua composição, convertendo-as em correntes de hidrocarbonetos mais leves, de maior valor económico.
Durante a reação de craqueamento, proporções substanciais de coque, subproduto da reação, são depositadas sobre o catalisador. O coque é um material de alto peso molecular, constituído de hidrocarbonetos que contém, tipicamente de 4% a 9% em peso de hidrogénio em sua composição.
Ao fim das reações no riser, o catalisador recoberto de coque, geralmente denominado "catalisador gasto", deve ser separado dos produtos de craqueamento. Esta operação de separação é tipicamente realizada em ciclones contidos em um vaso denominado "vaso separador".
A tecnologia de separação da Requerente, objeto dos documentos de patente PI 9303773-2 (que compreende um sistema de separação rápida no final do riser), PI 0204737-3 (que compreende um aperfeiçoamento do sistema de separação rápida através da introdução de tubos coletores de vapores de hidrocarbonetos ao sistema) e PI 0704443-7 (que compreende a aplicação do sistema de separação rápida para conversores com dois ou mais risers), aqui integralmente incorporada como referência, é a técnica preferencial para utilização no presente processo.
O catalisador gasto separado ainda contém alguma quantidade de produtos nobres de craqueamento arrastada entre as partículas do catalisador ou adsorvida na sua superfície e deve, portanto, ser retificado para a recuperação deste hidrocarboneto residual. Esta operação ocorre no retificador, equipamento em geral conjugado ao vaso separador. O fluido de retificação é, em geral, vapor e este escoa contracorrente ao fluxo de catalisador gasto. Os internos do retificador permitem contato mais íntimo entre as partículas de catalisador e o vapor de retificação.
O hidrocarboneto que foi extraído e o vapor de retificação se juntam à corrente de produtos de craqueamento previamente separada nos ciclones e deixam o vaso separador para seguir por linha de transferência até uma torre de fracionamento, na qual se recuperam as correntes características do FCC:
GC: gás combustível - inertes do processo, H2S, H2 e hidrocarbonetos C1 e C2;
GLP: gás liquefeito - hidrocarbonetos C3 e C4;
Águas ácidas: somatório de todas as correntes de vapor injetadas na zona de reação e no sistema de topo da seção de fracionamento e que contém teores elevados de contaminantes tais como H2S;
GLN: nafta craqueada especificada como gasolina - hidrocarbonetos C5+ até ponto final de ebulição (PFE) de 220°C, tipicamente;
LCO: light cycle oil - hidrocarbonetos de PIE de 220°C até PFE de 340°C, tipicamente;
OD: óleo decantado - hidrocarbonetos de PIE 340°C+ (produto residual), tipicamente.
A corrente de nafta craqueada pode ser fracionada em nafta leve (NL) e nafta pesada (NP), ficando a temperatura de corte de acordo com o interesse do refinador. Adicionalmente, em algumas configurações retira- se como produto uma corrente de refluxo circulante da torre, intermediária entre o LCO e o OD, a corrente de heavy cycle oil (HCO).
O catalisador gasto na saída do retificador, contendo apenas material carbonáceo não-retificável, é enviado posteriormente a um vaso regenerador. Neste vaso, que opera sob alta temperatura, procede-se à queima do coque que se encontra depositado na superfície e nos poros do catalisador. A eliminação do coque através de combustão permite a recuperação da atividade do catalisador e libera calor em quantidade suficiente para atender as necessidades térmicas das reações de craqueamento catalítico.
A fluidização das partículas de catalisador por correntes gasosas permite o transporte de catalisador entre a zona de reação e a zona de regeneração e vice-versa. O catalisador, além de cumprir com sua função essencial de promover a catálise das reações químicas, atua também como meio de transporte de calor do regenerador para a zona de reação.
A técnica contém muitas descrições de processos de craqueamento catalítico de hidrocarbonetos em uma corrente fluidizada de catalisador, com transporte de catalisador entre a zona de reação e a zona de regeneração e queima de coque no regenerador.
Desde a concepção inicial, o processo de craqueamento catalítico fluido (FCC) é essencialmente voltado para a produção de gasolina de alta octanagem, sendo também responsável pela produção de GLP. O destilado médio (LCO) produzido neste processo convencional representa de 15% a 25% em peso do rendimento total. Normalmente o LCO tem uma alta concentração de aromáticos, chegando a ultrapassar 80% da composição total, fato que dificulta a sua incorporação ao "pool" de óleo diesel.
Os aromáticos na faixa do LCO prejudicam a sua qualidade, reduzindo o número de cetano (índice baseado no hidrocarboneto parafínico linear de fórmula química C16H34 usado como padrão na avaliação das propriedades ignitoras do diesel) e aumentando a densidade, característica que não pode ser totalmente revertida pelo hidrotratamento. Minimizar a formação de aromáticos no FCC é, portanto, uma estratégia importante na maximização de destilados médios. Os aromáticos nos produtos do FCC podem vir diretamente da carga através de reações de desalquilação de moléculas aromáticas maiores, ou podem ser formados a partir de olefinas que ciclizam e depois sofrem reações de transferência de hidrogénio. A formação de aromáticos a partir de olefinas ocorre em reações secundárias e a baixa reatividade dos aromáticos faz com que estas moléculas acabem se concentrando nos produtos à medida que a conversão progride e remove outras espécies mais reativas do meio reacional. As reações secundárias de formação de aromáticos, indesejadas para a obtenção de um destilado médio de melhor qualidade, são favorecidas por condições de alta severidade dentre as quais: alta temperatura de reação e alto tempo de contato entre a carga e o catalisador no riser.
Apesar de em sua origem o processo de FCC ter sido desenvolvido para a produção de gasolina de alta octanagem, a flexibilidade intrínseca do processo permite que seja adaptado para diferentes objetivos de produção, como por exemplo, a maximização de destilados médios para óleo diesel ou mesmo de olefinas leves (presentes no GC e GLP) para a indústria petroquímica. A maximização de médios e a maximização de olefinas leves são tipos de operação diametralmente opostos. Na operação para médios buscam-se conversões baixas de forma a preservar o rendimento de LCO (faixa de ponto de ebulição de 220°C - 340°C), que é maior em níveis de conversão abaixo dos usualmente praticados na operação típica do FCC. A operação para maximização de olefinas leves, pelo contrário, busca conversões altíssimas entrando na região de sobrecraqueamento de gasolina. Por este motivo, fica dificultada a tarefa de obter simultaneamente altos rendimentos de olefinas leves e de LCO de melhor qualidade em uma única zona de reação.
Tendo em vista o aumento da demanda de destilados médios de alta qualidade em detrimento do mercado de gasolina, se introduziram mudanças no modo de operação das unidades de FCC, com a finalidade de aumentar a produção de LCO neste processo. Em vários documentos, na literatura de patentes, discutem-se modificações nos sistemas catalíticos e nas variáveis de processo, de forma a alcançar uma redução na severidade do processo com o intuito de aumentar o rendimento de médios e reduzir o teor de aromáticos nesta fração. Entre estas modificações incluem-se:
- redução da temperatura de reação (TRX); - redução do tempo de contato;
- redução da relação catalisador/óleo (C/O);
- redução da atividade catalítica.
Todas estas medidas guiam a uma redução na conversão, com consequente aumento na produção de OD e piora na qualidade da nafta craqueada.
A solução mais comumente utilizada para maximizar a produção de LCO passa por uma minimização da severidade das reações operando-se o conversor com baixa temperatura de reação, entre 450°C e 500°C, associando-se o uso de um catalisador de baixa atividade. Nestas condições a produção de LCO é aumentada e a sua qualidade melhorada. O problema é que, juntamente com essa solução, aparecem alguns fatores indesejados, como o aumento da produção de OD e a piora na qualidade da nafta craqueada, inviabilizando a sua introdução ao "pool" de gasolina. Geralmente outro fator indesejado associado, causado pela redução da severidade reacional, é a redução na produção de GLP e, consequentemente, das olefinas leves na faixa do GLP.
Uma consequência negativa usualmente advinda da operação do FCC para maximização de médios por meio da redução da temperatura de reação é a deposição excessiva de coque observada na zona de reação e na zona de retificação. É normal observar, em condições de baixa temperatura de reação, deposição de coque em riser, ciclones do vaso separador, linha de transferência e fundo do retificador. Este problema reduz a confiabilidade operacional da unidade e muitas vezes exigem a sua total parada para remoção e limpeza do coque.
A deposição excessiva de coque tem como causa principal a vaporização incompleta da carga, decorrente da baixa temperatura resultante na zona de mistura entre a carga e o catalisador, fruto das menores temperaturas de reação praticadas para maximização de médios.
Outra consequência negativa usualmente advinda da operação do FCC para maximização de médios por meio da redução da temperatura de reação é o disparo de temperatura no regenerador, cuja faixa operacional deve estar compreendida entre 670°C a 730°C no leito denso de catalisador (temperatura de fase densa do regenerador). A elevação excessiva na temperatura do regenerador é prejudicial por aumentar a taxa de desativação do inventário de catalisador da unidade, além de aproximar o vaso regenerador dos seus limites metalúrgicos de projeto. Adicionalmente tem o efeito indesejado de aumentar significativamente a goma potencial da nafta craqueada, resultado do maior craqueamento térmico ao qual a carga é submetida ao se misturar com o catalisador mais quente oriundo da zona de regeneração, a despeito da menor TRX.
O disparo de temperatura no regenerador durante a operação com temperatura de reação reduzida, tem como causa principal o aumento no arraste de hidrocarbonetos para o regenerador. Este aporte adicional de combustível para queima no regenerador, associado à redução da circulação de catalisador da unidade (devido à temperatura de reação no riser reduzida), ocasiona o disparo de temperatura no regenerador. O arraste de hidrocarbonetos aumenta, por sua vez, devido à menor eficiência de retificação, causada tanto pela baixa temperatura no retificador, que acompanha a temperatura de reação, como pela maior concentração de componentes de maior peso molecular nos gases que adentram o retificador, oriundos da menor conversão da carga e da maior parcela não vaporizada da mesma, resultado da menor temperatura de mistura na base do riser, que acompanha a temperatura de reação.
O efeito deletério da temperatura de reação reduzida sobre o regenerador se agrava, sobretudo no processamento de cargas pesadas e residuais, que apresentam maior dificuldade de vaporização e conversão.
A correção da temperatura do regenerador pode ser feita pela instalação de um equipamento resfriador de catalisador (catalyst cooler, ou catcooler) no vaso do regenerador. O catcooler recebe uma corrente de catalisador quente do vaso, troca calor com feixes tubulares por onde escoa água e nos quais é gerado vapor saturado, e devolve ao regenerador uma corrente de catalisador resfriada, mantendo a temperatura de fase densa do regenerador na faixa operacional adequada. Além de aumentar a complexidade dos equipamentos, o seu uso tem o inconveniente de aumentar a demanda de ar para a zona de regeneração, em função do aumento do rendimento de coque total resultante dos seus efeitos sobre o balanço de energia global do conversor.
Outro método para correção da temperatura do regenerador consiste em se injetar uma corrente de fluido de resfriamento "quench" no riser, preferencialmente em um ponto acima da injeção da carga principal, conforme ensina o pedido de patente PI 0504854-0.
A injeção de "quench" leva a um aumento na demanda de energia para o riser, o que acarreta no aumento da circulação de catalisador do regenerador para o riser. Esta remoção adicional de catalisador quente do regenerador contribui, indiretamente, para a redução da temperatura no leito denso de catalisador do regenerador. Outro benefício do "quench" é o aumento da temperatura na base do riser (para uma mesma temperatura final de reação), o que contribui para a melhor vaporização da carga (especialmente importante para cargas pesadas) e para o craqueamento de fundos da mesma, reduzindo a produção de OD e reduzindo também a deposição de coque nos internos do conversor por presença de carga não- vaporizada. De forma similar ao resfriador de catalisador, esta alternativa tem o inconveniente de aumentar o rendimento de coque total da unidade, o que exige consequentemente o uso de uma maior vazão de ar de combustão.
As técnicas acima não eliminam o problema de arraste de hidrocarbonetos para o regenerador. Neste contexto de redução da temperatura reacional, a tecnologia de separação rápida da Requerente, objeto da patente PI 9303773-2 e dos pedidos de patente PI 0204737-3 e PI 0704443-7 citados anteriormente e integralmente incorporados como referência, exerce importante papel por reduzir a carga de hidrocarbonetos para o retificador, contribuindo para a redução do arraste para o regenerador.
Além da redução da temperatura de reação, outro modo de se reduzir a severidade reacional para a operação de maximização de médios é proceder à redução do tempo de contato entre a carga e o catalisador no riser. Com o baixo tempo de contato, as reações secundárias de formação de aromáticos são suprimidas e o LCO produzido possui uma melhor qualidade. Ao mesmo tempo, no entanto, as reações de craqueamento de fundos não são estendidas, o que também leva ao indesejado aumento da produção de OD, de modo análogo ao que ocorre quando se reduz a temperatura de reação.
Porém, na operação voltada para médios, à redução da severidade reacional via baixo tempo de contato oferece vantagens sobre a via temperatura de reação reduzida. Isto porque em se optando pela utilização do baixo tempo de contato, é possível alcançar os mesmos objetivos de maximização de destilados médios operando-se a uma temperatura de reação maior do que se a redução na severidade fosse exclusivamente via temperatura de reação. Durante o processo inventivo, a Requerente aprendeu que o uso de baixo tempo de contato associado à operação com temperatura de reação maior mantém a produção e a qualidade melhorada do LCO e elimina os problemas de perda de eficiência no retificador. Adicionalmente, a maior temperatura na base do riser (determinada pela maior TRX) permite uma melhor vaporização da carga, eliminando os inconvenientes da deposição de coque sobre os equipamentos da seção de reação e retificação. De modo equivalente ao uso de "quench", a melhor vaporização da carga e a maior temperatura ao longo do riser no baixo tempo de contato viabilizam o uso desta rota para o craqueamento de cargas residuais. A temperatura de fase densa resultante é reduzida, tanto pelo aumento da eficiência do retificador como pelo menor delta- coque resultante da redução do tempo de contato na zona de reação, e ainda pela menor deposição de frações pesadas sobre o catalisador, fruto da melhor vaporização da carga conforme mencionado.
Para aqueles afeitos à tecnologia de FCC, delta-coque é a razão entre o rendimento em peso de coque da carga pela relação mássica entre circulação de catalisador/vazão de carga (relação catalyst/oil, ou C/O). A C/O traduz a unidade de massa de catalisador por unidade de massa de carga. Assim, o delta-coque indica a quantidade de catalisador necessária para produzir uma determinada quantidade de coque, definida pela demanda térmica do conversor. Quanto menor o valor de delta-coque, maior deve ser a circulação de catalisador (maior C/O) para gerar um determinado rendimento de coque na unidade, o que em última análise significa que o menor delta-coque resfria o regenerador (leva a uma menor temperatura de fase densa) ao promover o aumento da circulação de catalisador, que remove o calor do regenerador para o riser. A redução do tempo de contato leva à redução no delta-coque porque, nestas condições, o rendimento de coque requerido para atender o balanço térmico do conversor só é alcançado a partir de uma maior circulação de catalisador (maior C/O), que compensa o menor tempo de reação disponibilizado no riser.
O pedido de patente PI 0504321-2 da Requerente apresenta um processo que visa eliminar os inconvenientes do aumento da produção de OD e da perda de especificação da gasolina decorrentes da operação com severidade reduzida. O processo é caracterizado pelo uso de um único conversor com duas seções de reação distintas associadas a duas seções de fracionamento também distintas. A carga (corrente 10) é introduzida no conversor na seção de reação de menor severidade, em um riser com temperatura de 460°C a 520°C (modo máximo LCO). Os produtos de reação são separados em uma fracionadora, a partir da qual é retirada a corrente de "LCO para Diesel" (corrente 66) e as correntes de nafta craqueada não especificada (corrente 64) e OD (corrente 68, em alto rendimento, devido à baixa severidade). Estas duas últimas correntes, indesejadas, são recicladas de volta para o conversor, para a outra seção de reação, onde são recraqueadas em condições de maior severidade em um riser com temperatura de 550°C a 620°C. O vaso separador que recebe os produtos deste riser é independente do anterior, o que torna possível segregar os produtos deste último para uma outra fracionadora, de onde é retirada a corrente de nafta craqueada especificada (corrente 74), a corrente de OD em menor rendimento (corrente 76) e o LCO de baixa qualidade (corrente 75), com alto teor de aromáticos. Com esta concepção, é possível segregar o LCO de melhor qualidade do LCO de pior qualidade, evitando assim a "contaminação" destas correntes que têm a mesma faixa de ebulição. Além disso, é possível produzir uma nafta especificada para o "pool" de gasolina e reduzir a produção de OD. O disparo na temperatura do regenerador é evitado pela função de "quench" que o recraqueamento da nafta no segundo riser exerce sobre o conversor como um todo.
Nesta invenção, que considera um único conversor, há o inconveniente do uso de um único sistema catalítico para atender objetivos contrários. Enquanto para o riser de carga, o desejado é empregar um sistema catalítico de menor atividade para maximização do LCO, para o riser de nafta / OD o desejado seria empregar um catalisador de maior atividade, adequado tanto para maximizar o craqueamento da nafta não especificada, de forma a obter a qualidade necessária e recuperar a produção de GLP, como para craquear o OD reciclado da primeira fracionadora, corrente razoavelmente refratária ao craqueamento. O sistema catalítico diferenciado seria também necessário para possibilitar o craqueamento da nafta a olefinas leves, de alto valor, utilizadas como insumos para a indústria petroquímica. Este fato - existência de um único conversor - impede a otimização ideal do sistema catalítico, o que limita os resultados que poderiam ser alcançados através da configuração proposta no pedido de patente PI 0504321-2.
Outro ponto é que o recraqueamento da nafta e do OD ocorre em um único riser. Como estas correntes têm natureza distinta, as condições ideais para o craqueamento das mesmas também são diferenciadas. O fato de haver um único riser impede a otimização das condições ideais de craqueamento catalítico destas correntes, limitando também os resultados que poderiam ser alcançados.
Adicionalmente, a confiabilidade operacional do conversor é reduzida, em virtude dos problemas relacionados à deposição de coque nos equipamentos da seção de reação e retificação associados ao riser de menor temperatura. Na prática, a aplicação deste processo pode se restringir ao processamento de cargas mais leves.
A patente US 7,632,977 que pretende o aumento simultâneo da produção de diesel e de GLP em um mesmo conversor dotado de dois risers (um de baixa severidade para maximização de LCO e um de alta severidade para recraqueamento da nafta), apresenta a mesma desvantagem do uso de um sistema catalítico único para o craqueamento da carga e da nafta. Além disso, o reciclo de OD é enviado para o riser de baixa severidade em um ponto acima da injeção de carga, o que dificulta o craqueamento desta corrente que exige uma severidade maior para converter. Com isto, não se espera uma redução acentuada na produção de OD, e este continua sendo um problema para o refinador que deseja aumentar a produção de LCO para diesel sem a contrapartida do aumento na geração de OD. Adicionalmente, os problemas de deposição de coque na seção de reação de baixa severidade são agravados pelo reciclo de óleo decantado, cuja vaporização é prejudicada pelo ponto de injeção escolhido. O pedido de patente PI 0605009-3 apresenta um conversor com duplo riser, com o diferencial de que nenhuma corrente é reciclada. Os risers operam com severidades distintas, e, portanto, o perfil de produção e as qualidades dos produtos são distintos entre os dois risers. A vantagem desta concepção é o aumento da capacidade de processamento de carga fresca da unidade, o que representa um aumento de conversão de fundos para o refinador, já que o segundo riser não fica cativo para o reprocessamento de correntes do primeiro riser. No entanto, a desvantagem fica por conta da produção de nafta não especificada e de OD em maior quantidade no primeiro riser.
O pedido de patente US 2006/0231458 apresenta um processo de FCC que alega utilizar baixo tempo de contato no riser, com foco em aumentar a produção de gasolina e de destilados médios. Neste processo é utilizado um único riser e o tempo de contato é de 1 a 5 segundos (no entanto, em geral o baixo tempo de contato se caracteriza por tempos menores que 2 segundos). Neste documento, são citadas algumas das vantagens do baixo tempo de contato, como a redução das reações não-seletivas e a redução das reações indesejadas de transferência de hidrogénio que levam à formação de aromáticos nos produtos de craqueamento. A redução na produção de óleo combustível é conseguida através do reciclo seletivo do OD, ou seja, de uma corrente de OD cujos compostos triaromáticos (hidrocarbonetos com mais de três anéis aromáticos) já tenham sido removidos. Esta corrente de OD menos aromática será certamente mais craqueável, e terá uma conversão maior que o OD bruto da torre fracionadora, mesmo com o riser a baixa severidade. Este processo, no entanto, exige o dispêndio em uma unidade de separação (o pedido de patente cita como possibilidades de métodos de separação: extração por solvente; cromatografia e separação por membranas) para fazer o fracionamento entre o OD "craqueável" (saturados e mono/diaromáticos) e o resíduo aromático (triaromáticos). Além disso, é extremamente difícil a obtenção de um LCO de qualidade e de nafta especificada como gasolina a partir do craqueamento da carga em um único riser.
O documento WO 01/60951 apresenta um processo de FCC com dois risers, sendo o segundo riser exclusivamente para o reprocessamento do OD oriundo tanto do primeiro como do próprio segundo riser. Conforme descrito no pedido de patente PI 0504321-2, o processo de FCC do WO 01/60951 apresenta algumas desvantagens, como:
- a única corrente reciclada do primeiro riser, que opera em menor severidade, é o OD. Com isto, a nafta oriunda deste riser não terá boa qualidade;
- as correntes de LCO e nafta do primeiro riser não são separadas na fracionadora associada a este riser, mas sim misturadas aos mesmos cortes obtidos no segundo riser de OD. Com isto, o LCO e a nafta obtidos no primeiro riser são misturados àqueles obtidos na fracionadora do segundo riser. Se a severidade em ambos os risers for baixa, o LCO resultante é de boa qualidade, mas o reprocessamento do OD perde o seu efeito, e o processo tem o inconveniente usual da alta produção de OD (e de nafta de baixa qualidade). Por outro lado, se a severidade no segundo riser for maior, a conversão do OD aumenta, mas a qualidade do LCO do segundo riser cai, e esta corrente é misturada ao LCO obtido no primeiro riser, sendo o resultado global uma melhoria menos significativa na qualidade do LCO;
- na concepção apresentada na patente, o sistema catalítico de ambos os risers é o mesmo;
- problemas de deposição de coque associados ao primeiro riser podem limitar a redução da temperatura de reação no mesmo bem como restringir a qualidade da carga a ser processada. A patente US 6,416,656 descreve um processo para aumentar o rendimento global de diesel e GLP, fazendo-se uso de um riser. Neste processo, a gasolina é recraqueada para aumento do rendimento de GLP, sendo injetada num ponto inferior ao bocal de carga, o local sujeito à maior severidade no riser, tanto na temperatura de reação como na relação entre a unidade de massa de catalisador por unidade de massa de carga (relação C/O). A carga do processo é injetada em múltiplos pontos ao longo do riser, reduzindo o tempo de contato e com isto aumentando o rendimento de LCO; além disso, na porção superior do riser a temperatura já é menor, bem como a relação C/O (devido à injeção de mais carga no riser), o que também favorece o rendimento e a qualidade do LCO. Adicionalmente, é injetado "quench" no topo do riser com o objetivo de cessar as reações secundárias. A menor severidade na região de craqueamento da carga pode levar ao aumento indesejado na produção de OD, porém a patente indica a possibilidade de reciclar o OD juntamente com a carga. As desvantagens desta técnica são:
- a utilização de um único riser para o craqueamento da carga e para o reciclo da nafta e do OD, diminui a flexibilidade do refinador, pois a janela operacional da unidade fica mais limitada;
- uma parte considerável do riser instalado é utilizada para reprocessamento, reduzindo o espaço para conversão de resíduos da refinaria;
- com um riser, ainda que as injeções ocorram em pontos otimizados de temperatura e relação C/O para cada corrente, o processo fica restrito a um único sistema catalítico para atender objetivos tão distintos (maximizar diesel e GLP).
A patente US 7,316,773 descreve um processo de FCC em que se busca algumas das características que a requerente, durante o desenvolvimento da sua técnica de FCC para médios, considerou importantes para o objetivo de maximização de médios sem as contrapar- tidas de aumento de OD e de perda da qualidade da gasolina:
- utilização de risers independentes para o recraqueamento da nafta craqueada e do OD, de modo a otimizar as condições reacionais para o craqueamento de correntes com natureza química tão distintas;
- possibilidade da utilização de sistemas catalíticos específicos para cada objetivo: um sistema catalítico para o craqueamento da carga em baixa severidade (objetivo de maximizar LCO de qualidade), e outro sistema catalítico para o craqueamento da nafta em condições específicas (objetivo de corrigir a qualidade da gasolina no processo de FCC para médios).
No entanto, a patente US 7,316,773 não contempla e não examina a possibilidade quanto a uma característica fundamental para maximizar a destinação do LCO obtido no FCC para o "pool" de diesel da refinaria, um dos objetivos da Requerente, qual seja, a segregação do LCO de melhor qualidade (oriundo das reações de craqueamento da carga em baixa severidade) do LCO de pior qualidade (oriundo das reações de craqueamento do OD em alta severidade);
O não atendimento a este requisito compromete significativamente o potencial de melhoria da qualidade do LCO do processo. Isto ocorre porque, diferentemente do desenvolvimento da Requerente que gerou a presente técnica, a patente US 7,316,773 em qualquer das suas concepções (figuras 1 , 2 e 3 ou suas combinações), realiza o recraqueamento do OD no mesmo conversor onde é feito o craqueamento da carga, utilizando o mesmo vaso separador, o mesmo retificador e consequentemente a mesma fracionadora. Isto gera as duas seguintes desvantagens:
Primeira desvantagem: com a mistura entre o produto de reação da carga e o produto de reação do OD, o LCO de ambas as matérias- primas fica misturado. Isto gera as seguintes possibilidades: (a) o craqueamento do OD é feito com severidade elevada, e, nesse caso, o rendimento de OD cai (efeito positivo), enquanto que o LCO gerado é de péssima qualidade e será misturado com o LCO produzido no riser de carga, resultando na redução da qualidade deste LCO (efeito negativo); ou
(b) o craqueamento do OD é feito com severidade reduzida, e, nesse caso, a qualidade do LCO misturado das duas matérias-primas não é tão prejudicada, porém o rendimento global de OD da unidade permanece elevado, portanto insatisfatório.
Ainda que o craqueamento no riser de OD seja feito com severidade reduzida, o LCO obtido a partir desta corrente é, em geral, de pior qualidade que aquele obtido pelo craqueamento da carga porque o OD possui uma proporção maior de aromáticos na sua composição - normalmente o único destino possível para o LCO obtido desta forma seria o "pool" de óleo combustível, como diluente. Isto significa que, qualquer que seja a condição reacional no riser de OD, não é uma boa prática, com vistas à maximização da qualidade do LCO, a mistura do LCO obtido no riser de OD com o LCO obtido no riser de carga.
Segunda desvantagem: apesar de a patente US 7,316,773 aventar a possibilidade da utilização de sistemas catalíticos diferentes para a carga e para o OD, tal característica não é possível, quando os dois risers descarregam as duas correntes produtos do craqueamento em um único vaso de separação gás-sólido (vaso separador) conforme descrito na US 7,316,773, sem que ocorram contaminações decorrentes da mistura dos dois sistemas catalíticos cujos objetivos são conflitantes. Esta mistura ocorreria no próprio vaso separador, no sistema de retificação, no regenerador e nos standpipes de transferência de catalisador, o que, ao longo do tempo, levaria à mistura completa dos dois inventários de sistemas catalíticos, ambos perdendo suas características - a menos que os equipamentos possuam divisórias físicas separando-os em toda a extensão de sua altura e os standpipes sejam independentes.
A possibilidade de divisória física é levantada na patente US 7,316,773, apenas para o regenerador (em sua figura 2) onde é previsto separar o sistema catalítico da nafta do sistema catalítico utilizado conjuntamente para OD e carga fresca. Esta divisória, na prática, não é economicamente atraente e é tecnicamente de difícil e improvável execução. Portanto, seriam necessários dois conversores, como proposto pela Requerente na presente técnica. Ainda assim, as linhas de transferência dos produtos de reação de ambos, pela concepção da patente US 7,316,773, precisariam ser interligadas, persistindo a primeira desvantagem já apontada.
Deste modo, a técnica ainda necessita de um processo de craqueamento catalítico fluido de cargas mistas voltado para a produção de destilados médios que otimize ao máximo a qualidade do LCO obtido no craqueamento da carga, isolando-se esta corrente de LCO de alta qualidade de outras correntes de LCO oriundas do reprocessamento de frações craqueadas que, pela natureza química e por exigirem maior severidade reacional, geram um LCO de pior qualidade.
Adicionalmente, a patente US 7,316,773, apesar de mencionar o uso de baixo tempo de contato para o riser de carga (menor do que 1 ,5 segundos), não associa o uso desta variável ao benefício de permitir, a iso-conversão, o emprego de uma maior temperatura de reação, como proposto na presente técnica pela Requerente. Sem o uso desta técnica, toda a seção de reação / retificação do craqueamento da carga e do recraqueamento do OD estaria sujeita a problemas de deposição de coque e perda de confiabilidade operacional, o que poderia limitar o leque de possíveis cargas que poderiam ser processadas na unidade submetida à técnica apresentada pela US 7,316,773.
A presente técnica constitui um desenvolvimento da Requerente em relação ao pedido de patente anterior PI 0504321-2, no sentido em que incorpora:
- o uso de um segundo conversor exclusivo para o recraqueamento da nafta e do OD, permitindo a utilização de um sistema catalítico de alta atividade específico para estas correntes e outro de baixa atividade para a carga fresca, este com o precípuo objetivo de garantir a obtenção de um LCO de alta qualidade;
- utilização de risers independentes para a nafta e para o OD, permitindo maior flexibilidade no ajuste das condições operacionais ótimas para o craqueamento de cada uma destas correntes;
- utilização de baixo tempo de contato entre o catalisador e a carga como método para redução da severidade reacional no riser de carga fresca (para produção de LCO de alta qualidade), trazendo os benefícios decorrentes da operação a uma maior temperatura de reação, quais sejam: aumento na eficiência do retificador, melhor vaporização da carga na base do riser e maior confiabilidade operacional da unidade, por minimizar o risco de deposição de coque nos equipamentos da seção de reação/retificação. Este conjunto de benefícios permite inclusive o processamento de cargas mais pesadas.
Assim, a invenção provê um processo que utiliza dois conversores distintos que operam conjuntamente de forma articulada para maximização de diesel, mediante o craqueamento independente de correntes de nafta e OD para a produção de gasolina especificada e redução da produção de óleo combustível via conversão deste em produtos mais leves além de propiciar a especificação como Resíduo Aromático (RARO) de sua fração remanescente fruto da alta aromaticidade obtida pelo recraqueamento, apresentando um benefício superior ao obtido com apenas um único conversor. Esta técnica pode ser estendida a refinarias que dispõem de duas unidades de FCC mediante algumas modificações nos equipamentos e alinhamentos entre as unidades, bastando para isto ajustar um dos conversores em condições de baixa severidade e o outro em condições de alta severidade. Os sistemas catalíticos seriam distintos e apropriados para cada objetivo.
No primeiro seria produzida a corrente de LCO de alta qualidade e no segundo seriam recraqueadas as correntes de nafta e OD do primeiro, além da carga da unidade. Dependendo do modelo de conversor, a nafta poderia ser recraqueada em um riser independente. O OD seria misturado à carga. Caso se disponha de um único riser no segundo conversor, alternativamente a nafta poderia ser recraqueada na seção de "lift", abaixo da injeção da mistura de carga com OD.
Seja qual for a aplicação, o uso da presente técnica oferece ainda ao refinador a flexibilidade desejada quanto à mudanças na demanda local de derivados. É possível modificar a condição de "modo máximo LCO" para "modo máxima Gasolina", e vice-versa, simplesmente elevando a temperatura de reação e alterando o ponto de injeção da carga da seção superior do riser para a seção inferior do riser. Nestas condições, o segundo conversor será utilizado para craquear parte da vazão de carga do primeiro, uma vez que o aumento da demanda térmica do primeiro limitará o processamento de carga no mesmo. O uso dos dois conversores permitirá ao refinador processar a mesma vazão de carga total, independente do modo operacional selecionado.
Uma aplicação mais restrita refere-se à sua utilização em uma refinaria dotada de apenas um conversor e que opte por não construir um segundo conversor para lidar com a corrente de nafta não especificada e o excedente de óleo decantado oriundos do conversor operando para máximo LCO. Neste caso, o refinador usufrui de todos os benefícios de reduzir a severidade reacional no seu conversor via baixo tempo de contato mantendo a TRX mais elevada, e tem a opção de reciclar parte da nafta na base do riser. Contudo, permanecerá a dificuldade de lidar com a maior produção de óleo decantado: caso opte por reciclar parte do OD ou por não reduzir tanto a severidade reacional para não aumentar o rendimento de OD, a consequência será uma deterioração da qualidade do LCO e a menor incorporação desta corrente ao "pool" de Diesel, objetivo inicial da operação do conversor para máximo médios. Para o refinador que já pratica a baixa severidade no seu conversor através da redução de TRX (e consiga no seu esquema de refino equacionar a perda de qualidade da nafta craqueada e o excedente de óleo decantado), a substituição desta rota por aquela de redução do tempo de contato constitui um avanço rumo à maior confiabilidade operacional e à ampliação da janela operacional da unidade.
SUMÁRIO DA INVENÇÃO
A presente invenção refere-se a um processo de FCC, a partir de cargas pesadas ou mistas, que compreende dois conversores distintos, operando de forma articulada. Um primeiro conversor opera com baixo tempo de contato no riser, de 0,2s a 1 ,5s (preferencialmente de 0,5s a 1 ,0s) possibilitando uma temperatura de reação mais elevada mesmo em baixa severidade, de 510°C a 560°C (preferencialmente de 530°C a 550°C) e com um catalisador apropriado para a maximização de LCO. Um segundo conversor possui um sistema catalítico de alta atividade, apropriado para o craqueamento da nafta e OD, e utiliza tempo de contato convencional (maior que 1 ,5s).
As temperaturas de reação de cada um são ajustadas de acordo com a faixa mais recomendada para maximizar o craqueamento de cada uma das correntes: 530°C a 560°C para o riser de OD; e 540°C a 600°C para o riser de nafta. O processo busca tanto maximizar a produção de LCO e a sua qualidade como permite produzir gasolina com a qualidade requerida e reduz a produção de óleo combustível, eliminando os tradicionais problemas que o refinador encontra ao operar em maximização de LCO. Adicionalmente, o uso do baixo tempo de contato no primeiro conversor permite obter um LCO de qualidade superior mesmo a partir do uso de maiores temperaturas de reação, usufruindo, portanto, de todos os benefícios associados ao emprego da maior TRX. O resultado final é traduzido em aumento da confiabilidade operacional e um balanço térmico favorável, que abre espaço para aumento da temperatura de carga e para o processamento de cargas residuais.
BREVE DESCRIÇÃO DAS FIGURAS
A Figura 1 ilustra esquematicamente um fluxograma da invenção proposta na sua configuração preferencial, na qual o segundo conversor é dotado de dois risers, para recraqueamento independente da nafta e do OD em cada riser.
A Figura 1 ilustra tanto o projeto de uma unidade nova de FCC voltada para diesel na refinaria, como também ilustra a aplicação da presente invenção em uma refinaria que já possua dois conversores de FCC, sendo um deles dotado de dois risers.
A Figura 2 ilustra esquematicamente um fluxograma de uma solução alternativa da presente invenção para aplicação em uma refinaria que já possua dois conversores de FCC, onde ambos só possuem um riser e para o caso de não se optar pelo projeto de um segundo riser para um dos conversores. Deve-se ressaltar que, neste caso, a condição de recraqueamento da nafta e do OD (em um mesmo riser) não é otimizada; porém a Figura 2 reflete uma decisão de menor investimento na implantação da presente proposta.
A Figura 3 ilustra um diagrama de blocos da invenção aplicada a uma unidade de FCC existente.
DESCRIÇÃO DETALHADA DA INVENÇÃO
A presente invenção trata de um processo de FCC para maximização de destilados médios a partir de cargas mistas de hidrocarbonetos, onde se propõe a utilização de dois conversores distintos, operando de forma articulada, para maximização de diesel, produção de gasolina especificada e redução da produção de óleo combustível, sendo o benefício resultante superior ao obtido com apenas um conversor.
A Figura 1 ilustra de forma esquemática a proposta da invenção na sua configuração preferencial.
Conforme a Figura 1 , o conversor "A" (1 ) compreende um riser "Γ (2), um vaso separador (3), um retificador (4), um standpipe de catalisador gasto (5), um regenerador (6) e um standpipe de catalisador regenerado (7). No conversor "A" (1 ), uma carga (50a), constituída de gasóleo pesado ou resíduo atmosférico (RAT), ou ainda mistura dessas correntes, é injetada no dispersor de carga superior (8), na porção superior do riser "I" (2), de baixa severidade, e esta carga se encontra com o catalisador regenerado quente vindo do regenerador (6) através do duto, standpipe, (7). O catalisador regenerado é inicialmente arrastado por um fluido de "lift" (51 ), que em geral é vapor, para auxiliar o escoamento ascendente do catalisador no riser "I" (2) até o ponto de introdução da carga. A vazão de vapor deverá ser ajustada de forma a se garantir um escoamento estável do catalisador. No riser "I" (2) ocorrem reações de craqueamento a temperatura entre 510°C a 560°C (preferencialmente de 530°C a 550°C) com um catalisador utilizado para a maximização do LCO, e é utilizado baixo tempo de contato entre a carga e o catalisador, na faixa de 0,2s a 1 ,5s, preferencialmente de 0,5s a 1 ,0s.
Havendo interesse, há a possibilidade de introduzir a carga no dispersor de carga inferior (9), na base do riser "I" (2), submetendo a mesma a um tempo de contato com o catalisador da ordem de 1 ,5 a 2,0 segundos, permitindo ao refinador transitar entre o "modo máximo LCO" e o "modo máxima Gasolina".
Os produtos de reação (52) do conversor "A" (1 ) são hidrocarbonetos mais leves que a carga (50a), tais como, gasolina, GLP, gás combustível (GC) e LCO, mais o óleo decantado (OD). Estes são enviados para uma torre fracionadora "A" (1 1 ), de onde é retirada a corrente de LCO (57) com qualidade adequada para incorporação ao "pool" de cargas de hidrotratamento para Diesel. No topo da torre fracionadora "A" (11 ) sai uma corrente de hidrocarbonetos leves (53) que é condensada e posteriormente enviada para um vaso de topo (12). O vaso de topo (12) separa uma fração de nafta não especificada (NNE) (55) e uma fração de gases úmidos (54), constituída principalmente de componentes da faixa do GC e GLP. A fração de NNE (55) é enviada para o dispersor de nafta (29) na base de um riser "II" (21 ) que faz parte de um segundo conversor "B" (20). Alternativamente, uma fração da NNE (56) pode ser enviada para o dispersor (10) na base do riser Ί" (2) do conversor "A" (1 ), onde nesse caso ela serviria como um fluido de "lift" (nafta-lift) para o catalisador, que para chegar até a porção superior do riser sem a injeção de carga (que quando vaporizada acaba contribuindo para o escoamento ascendente do catalisador) requer uma quantidade maior de vapor de lift (51 ). Ou seja, na opção pelo uso de nafta-lift (56), o consumo de vapor (51 ) para o "lift" do catalisador no riser "I" (2) é reduzido, reduzindo-se também a geração de águas ácidas na seção de fracionamento do conversor "A" (1 ). A vazão de nafta-lift (56) deve ser ajustada em função da qualidade do LCO (57) separado na torre fracionadora "A" (1 1 ), de forma a não comprometer a sua incorporação ao "pool" de Diesel da refinaria.
No fundo da torre fracionadora "A" (11 ) sai uma corrente de óleo decantado (OD) (58) que é enviada para o dispersor (30) na base de um riser "III" (28) do conversor "B" (20). O conversor "B" (20) compreende um riser "II" (21 ), um vaso separador (22), um retificador (23), um standpipe de catalisador gasto (24), um regenerador (25), um standpipe de catalisador regenerado (26) que interliga o regenerador (25) ao riser "II" (21 ), um standpipe de catalisador regenerado (27) que interliga o regenerador (25) ao riser "III" (28), e um riser "III" (28).
No riser "II" (21 ), de alta severidade, a NNE (55) se encontra com o catalisador regenerado quente vindo do regenerador (25) através do duto, standpipe, (26). O catalisador regenerado é inicialmente arrastado por um fluido de "lift" (59), que em geral é vapor, para auxiliar o escoamento ascendente do catalisador no riser "II" (21 ). No riser "II" (21 ) ocorrem reações de craqueamento à temperatura entre 540°C e 600°C com um catalisador de alta atividade.
No riser "III" (28), de severidade intermediária, o OD (58) se encontra com o catalisador regenerado quente vindo do regenerador (25) através do duto, standpipe, (27). O catalisador regenerado é inicialmente arrastado por um fluido de "lift" (60), que em geral é vapor, para auxiliar o escoamento ascendente do catalisador no riser "III" (28).
No riser "III" (28) ocorrem reações de craqueamento à temperatura entre 530°C e 560°C com um catalisador de alta atividade, o mesmo utilizado no riser "II" (21 ). Adicionalmente, principalmente no caso da aplicação deste processo a uma refinaria que já possui os dois conversores (nos quais ambos processam carga), é previsto para o conversor "B" (20) a injeção de uma carga (50b), constituída de gasóleo pesado ou resíduo atmosférico (RAT), ou ainda uma mistura destas correntes, juntamente com o reciclo de OD (58) do conversor "A" (1 ), no dispersor (30) do riser "III" (28). A carga (50b) do conversor "B" (20) pode ser a mesma daquela utilizada no conversor "A" (1 ), ou até mesmo uma carga segregada com qualidade diferente da carga (50a).
Alternativamente, pode ser previsto um conjunto de dispersores independentes para a carga (50b) e para o OD (58). No caso do ajuste do modo operacional para máxima Gasolina, o conversor "A" (1 ) passa a produzir uma nafta já especificada e, portanto, não é necessário recraquear esta corrente no riser "II" (21 ) do conversor "B" (20). Neste caso é previsto um dispersor (35) no riser "II" (21 ) do conversor "B" (20) para craqueamento de carga (50c), constituída de gasóleo pesado ou resíduo atmosférico (RAT), ou ainda uma mistura destas correntes, que pode ser a mesma daquelas utilizadas no conversor "A" (1 ) e no riser "Ml" (28) do conversor "B" (20), ou até mesmo uma carga segregada com qualidade diferente das cargas (50a) e (50b).
Os produtos de reação (61 ) do conversor "B" (20) são enviados para uma torre fracionadora "B" (31 ) de onde sai uma corrente, da região intermediária da torre, de LCO (65) de baixa qualidade, cujo destino é para diluente de óleo combustível da refinaria. No topo da torre fracionadora "B" (31 ) sai uma corrente de hidrocarbonetos leves (62) que é condensada e posteriormente enviada para um vaso de topo (32) que gera uma corrente (63) constituída principalmente de componentes da faixa do GC e GLP. No fundo do vaso (32) sai uma corrente de nafta instabilizada (64). O envio das correntes (63) e (64) para a área de recuperação de gases promove a separação do GC e do GLP, bem como a estabilização da nafta, que pode então ser incorporada ao "pool" de Gasolina da refinaria.
No fundo da torre fracionadora "B" (31) sai OD (66) com maior teor de aromáticos na sua composição após o recraqueamento em maior severidade no riser "Ml" (28), o que possibilita a sua especificação como resíduo aromático (OD para RARO), um produto residual com alto teor de hidrocarbonetos aromáticos e poliaromáticos que possui valor de mercado maior que o óleo combustível, e cuja principal aplicação industrial é para a produção de negro de fumo.
Se o projeto for para uma unidade nova (onde não existam áreas de recuperação de gases independentes para cada conversor), a fração de gases úmidos (54) que sai do vaso de topo (12) do conversor "A" (1) pode se juntar à fração de gases úmidos (63) que sai do vaso de topo (32) do conversor "B" (20) e seguir para uma área de recuperação de gases comum.
O conversor "A" (1 ) opera com baixo tempo de contato no riser Ί" (2), na faixa de 0,2s a 1 ,5s (preferencialmente de 0,5s a 1 ,0s) e utiliza um catalisador apropriado para a maximização de LCO, com a finalidade de minimizar o teor de aromáticos no LCO, aumentando assim a sua qualidade. Os produtos de reação (52) são enviados para a torre fracionadora "A" (11 ) de onde é retirada a corrente de LCO (57) com qualidade adequada para a incorporação ao "pool" de cargas para hidrotratamento de Diesel. A nafta não especificada (NNE) (55) e o OD (58), ambos retirados da torre fracionadora "A" (11 ) são enviados para o conversor "B" (20), que possui dois risers independentes, o riser "M" (21) e o riser "III" (28), sendo o primeiro para o craqueamento da NNE (55) e o segundo para o craqueamento do OD (58). No vaso separador (22) os risers "II" (21 ) e "III" (28) são acoplados a um sistema de separação rápida, conforme o proposto na patente da Requerente PI 0704443-7, aqui incorporada como referência.
O conversor "B" (20) possui um sistema catalítico de alta atividade, apropriado para o craqueamento da NNE (55) e do OD (58), e como dispõe de dois risers separados, permite que as temperaturas de reação de cada um sejam ajustadas de acordo com a faixa mais recomendada para maximizar o craqueamento de cada uma das correntes: 530°C a 560°C para o riser "III" (28) de OD (58) e 540°C a 600°C para o riser "II" (21) da NNE (55).
O emprego de diferentes sistemas catalíticos, somado ao fato do uso de três risers independentes para o craqueamento da carga (50a) e das correntes de NNE (55) e OD (58) produzidas no conversor "A" (1) fornece condições ideais para otimização dos resultados desejados, que são: máxima produção de LCO para o "pool" de Diesel (57), mínima produção de óleo combustível (65), que é o LCO utilizado como diluente por não ter qualidade para o "pool" de diesel, e produção de nafta com especificação adequada para o "pool" de gasolina (64). Adicionalmente, o uso do baixo tempo de contato no conversor "A" (1 ) viabiliza a obtenção de uma corrente de LCO (57) com qualidade adequada para a incorporação ao "pool" de diesel a partir do uso de maiores temperaturas de reação, usufruindo, portanto, de todos os benefícios associados ao emprego da maior TRX. O resultado final é traduzido em aumento da confiabilidade operacional e um balanço térmico favorável, que abre espaço para aumento da temperatura de carga e para o processamento de cargas residuais.
Este processo, tal como descrito na Figura 1 , pode ser empregado em novas unidades, mas também se ajusta perfeitamente para o caso de revamps (melhorias de uma unidade já existente), onde já existe na refinaria uma unidade de FCC em operação. O conversor existente pode ser colocado em condições de baixa severidade para o craqueamento da carga (50a), tipo gasóleo pesado de vácuo (GOP), a exemplo do conversor "A" (1 ). A NNE (55) e o OD (58) retirados da torre fracionadora "A" (11 ) seriam enviados para um novo conversor "B" (20), munido de dois risers. Uma nova torre fracionadora "B" (31 ) seria prevista para receber os produtos de reação (62) do conversor "B" (20). A área de recuperação de gases existente, com pequenas modificações, estaria adequada para receber o gás combustível (GC) e o gás liquefeito de petróleo (GLP) produzidos em ambos os conversores. Outra possível aplicação do processo como descrito na Figura 1 é para aquelas refinarias que já possuem duas unidades independentes de FCC instaladas no seu parque industrial, sendo ao menos uma dessas unidades dotada de dois risers. Nesse caso, bastaria que o conversor com um único riser fosse colocado em condições de baixa severidade, a exemplo do conversor "A" (1 ), e que fossem criadas interligações da NNE (55) e do OD (58), retirados da torre fracionadora "A" (1 1 ), para o segundo conversor com dois risers existente, a exemplo do conversor "B" (20). Com interligações entre as correntes de gases úmidos do conversor "A" em baixa severidade e do conversor "B" em alta severidade, respectivamente (54) e (63), seria possível que as duas áreas frias existentes acomodassem o GC e o GLP produzidos em ambos os conversores.
Enquanto a configuração mostrada na Figura 1 é a preferencial do presente processo porque permite extrair o benefício do recraqueamento independente da nafta e do OD gerados no conversor de baixa severidade, uma possível aplicação da invenção é para a refinaria que possua duas unidades de FCC, onde ambas só possuem um riser. Nesse caso e em não se optando por um revamp que contemple o projeto de um novo riser para um dos conversores, o esquema proposto na Figura 2 é uma alternativa para a adoção da rota de FCC para diesel pela refinaria.
Na Figura 2, as descrições do processo para o conversor "A" (1 ) e para a torre fracionadora "A" (11 ) são as mesmas feitas no esquema da Figura 1.
Na Figura 2, no entanto, a NNE (55) e o OD (58) são recraqueados em um mesmo riser (41 ) do conversor "B" (40). Neste caso, a nafta (55) é injetada no dispersor (47) na base do riser (41 ), próximo do ponto de chegada de catalisador regenerado que vem pelo duto standpipe (46) do regenerador (45). No caso de um único riser para o segundo conversor, esta é a localização ideal para a nafta, pois é o ponto de maior severidade do riser, já que a temperatura de mistura (nafta+catalisador) é maior e a nafta fica sujeita a uma relação catalisador/nafta maior na base por estar à montante das injeções de OD e carga, que aumenta a vazão de hidrocarboneto e, portanto, reduz a relação catalisador/nafta efetiva para a mesma circulação de catalisador. O OD (58) é injetado em bocais de dispersão (48) localizados acima da injeção de NNE (55). Adicionalmente, a carga (50b) que a refinaria processava neste conversor "B" (40) pode continuar sendo craqueada através da injeção da mesma junto com o OD (58) no dispersor (48). Alternativamente, pode ser previsto um conjunto de dispersores independentes para a carga (50b) e para o OD (58).
O conversor "B" (40) compreende um riser (41 ), um vaso separador (42), um retificador (43), um standpipe de catalisador gasto (44), um regenerador (45) e um standpipe de catalisador regenerado (46).
Os produtos de reação (68) do conversor "B" (40) são enviados para uma torre fracionadora "B" (33) de onde sai uma corrente, da região intermediária da torre, de LCO (72) de baixa qualidade, cujo destino é para diluente de óleo combustível da refinaria. No topo da torre fracionadora "B" (33) sai uma corrente de hidrocarbonetos leves (69) que é condensada e posteriormente enviada para um vaso de topo (34) que gera uma corrente (70) constituída principalmente de componentes da faixa do GC e GLP. No fundo do vaso sai uma corrente de nafta instabilizada (71 ). O envio das correntes (70) e (71 ) para a área de recuperação de gases promove a separação do GC e do GLP, bem como a estabilização da nafta, que pode então ser incorporada ao "pool" de Gasolina da refinaria.
No fundo da torre fracionadora "B" (33) sai OD (73) com maior teor de aromáticos na sua composição após o recraqueamento em maior severidade no riser (41 ), o que possibilita a sua especificação como resíduo aromático (OD para RARO), um produto residual com alto teor de hidrocarbonetos aromáticos e poliaromáticos que possui valor de mercado maior que o óleo combustível, e cuja principal aplicação industrial é para a produção de negro de fumo.
Os gases úmidos do conversor "A" (1 ) e do conversor "B" (40), respectivamente (54) e (70) são posteriormente interligados de modo que as duas áreas frias existentes possam processar a vazão total de gás úmido sem a necessidade de grandes modificações.
O conversor "B" (40) possui um sistema catalítico de alta atividade, apropriado para o craqueamento da NNE (55) e do OD (58), mas como não dispõe de dois risers separados, não tem a flexibilidade de ajuste independente de temperatura de reação para cada corrente. O riser (41 ) deve operar com temperatura de 530°C a 570°C de modo a propiciar a conversão do OD, sabendo-se que a nafta estará submetida a uma severidade maior por ser injetada na base do riser (41 ).
Nas Figuras 1 e 2, o fluxo da mistura reativa catalisador/óleo é apresentado como ascendente (nos risers). No entanto, a Requerente possui a sua tecnologia de fluxo descendente da mistura reativa catalisador/óleo, objeto da patente WO 2005/080531 (aqui integralmente incorporada como referência), e que alternativamente pode ser utilizada como processo e equipamento para a consecução das reações de craqueamento descritas acima.
Não indicada nas Figuras 1 e 2, a injeção de "quench" com um fluido de resfriamento tal como água em um ponto acima das injeções de carga em qualquer um dos risers apresentados, é uma alternativa que pode ser utilizada como descrito na patente PI 0504854-0 para o presente processo. Outra concepção não explicitada pelas Figuras 1 e 2 é a possibilidade de se realizar cortes adicionais nas torres fracionadoras de nafta pesada (NP) e de heavy cycle oil (HCO), que introduzem maior flexibilidade de ajuste entre a qualidade dos cortes da fracionadora e a dos derivados finais da refinaria.
O diagrama de blocos, conforme Figura 3 ilustra a aplicação desta inovação a uma refinaria que possui uma unidade de FCC existente. O esquema ilustra a inovação, com a entrada de carga (50a), tal como gasóleo pesado de vácuo (GOP) em um conversor "A" (1 ) existente. Na saída do conversor "A" (1 ) são gerados produtos de reação (52) que seguem para uma torre fracionadora "A" (11 ) existente. Os produtos de reação (52) do conversor "A" (1 ) são hidrocarbonetos mais leves que a carga (50a), tais como, gasolina, GLP, gás combustível (GC) e LCO, mais o OD. Estes são enviados para uma torre fracionadora "A" (11 ), de onde é retirada a corrente de LCO (57) com qualidade adequada para incorporação ao "pool" do diesel.
Através da torre fracionadora "A" (11 ) são separadas também as correntes de nafta não especificada (NNE) (55) e outra de OD (58), bem como uma corrente de gases úmidos (54), constituída principalmente de GC e GLP. As correntes de NNE (55) e OD (58) seguem para o conversor "B" (20) novo, dotado de dois risers. Após passarem pelo conversor "B" (20), os produtos de reação (61 ) seguem para uma torre fracionadora "B" (31 ) nova, em que a fração de gases úmidos (63) constituída principalmente de GC e GLP se junta aos gases úmidos (54) do conversor "A" (1 ) e segue para uma área recuperadora de gases existente (36). Uma segunda fração que sai da torre fracionadora "B" (31 ) é compreendida por uma corrente de nafta instabilizada (64) que também segue para a seção de recuperação de gases (36), onde participa da absorção dos gases úmidos e, depois de estabilizada, segue para o "pool" de Gasolina da refinaria. Mais duas frações são produzidas desta torre fracionadora "B" (31 ), que são o LCO para diluente (65), de baixa qualidade e com alto teor de aromáticos e uma fração de OD para resíduo aromático (OD para RARO) (66).
Após a passagem pela seção de recuperação de gases (36) são produzidas frações de GC (74), GLP (75) e Gasolina (76).
O seguinte exemplo ilustra a operação e o perfil de produção deste processo, e não deve ser entendido como uma restrição a outras condições operacionais.
EXEMPLO 1
Neste exemplo, o conversor "A" (1 ) opera com carga GOP (50a), com uma temperatura de reação de 520°C e tempo de contato de 0,5s, obtendo-se o seguinte perfil de rendimentos:
Figure imgf000036_0001
No conversor "B" (20), a nafta (55) e o OD (58) oriundos do conversor "A" (1) são recraqueados, respectivamente, no riser "II" (21) a 580°C e no riser "III" (28) a 535°C. O perfil de rendimentos obtido é:
Figure imgf000037_0001
Estes dados permitem o cálculo do rendimento global da unidade. A tabela abaixo compara os resultados deste processo com o perfil de rendimentos típicos de FCC.
Perfil de Rendimentos global em relação ao GOP, % p/p
FCC Convencional FCC de Médios
Conversão 70,5 68,0
GC 5,0 4,0
GLP 19,0 20,0
Gasolina 41 ,0 35,0
LCO para diluente 8,5 7,5
LCO para "Diesel" 8,0 18,0
OD 13,0
OD para RARO 6,5
∑Coque nos FCCs 5,5 9,0 Como se pode observar, o presente processo, mesmo operando voltado para destilados médios, consegue recuperar os rendimentos de GC e GLP (o que no caso de uma revamp possibilita a utilização da mesma área recuperadora de gases existente). O rendimento de gasolina, conforme desejado, é reduzido em cerca de 15%, contribuindo para a redução do excedente deste combustível no mercado (e que por sua vez pode ser facilmente revertido ajustando-se o modo operacional dos FCCs para máxima Gasolina, com a injeção da carga (50a) no dispersor inferior (9) do conversor "A" (1 ), em caso de aumento sazonal na demanda de gasolina). A contribuição da unidade de FCC para o "pool" de diesel aumenta significativamente, ao mesmo tempo em que a produção de óleo combustível é minimizada através da comercialização do OD produzido como resíduo aromático (RARO).
O próximo exemplo ilustra o benefício advindo da utilização do baixo tempo de contato no riser como método para redução da severidade reacional no conversor voltado para produção de LCO para diesel.
EXEMPLO 2
Neste exemplo estão descritos três cenários de operação do conversor "A" (1 ) obtidos a partir de corridas experimentais realizadas na unidade protótipo de FCC da Requerente.
A corrida "A" representa um caso base de operação, com a utilização de catalisador de alta atividade e TRX de 530°C. As corridas "B" e "C" representam as diferentes rotas de redução da severidade reacional a partir do caso base. Em ambas a redução da severidade ocorre tanto pelo uso de um catalisador de menor atividade como também por um ajuste na condição operacional, mas diferem na variável de processo utilizada para o ajuste: a corrida "B" demonstra a rota de redução de TRX, enquanto que a corrida "C" demonstra a rota de redução do tempo de contato.
Os principais resultados são mostrados na tabela abaixo:
Figure imgf000039_0001
É possível observar que ambas as rotas ("B" e "C") tiveram êxito na redução da conversão, e consequentemente na produção de um LCO de melhor qualidade em comparação com o caso base. Todas as corridas estão referenciadas à mesma temperatura de fase densa, a partir do ajuste da temperatura da carga em cada corrida. Torna- se possível verificar que, em relação ao caso base, na corrida "B" (rota de redução da TRX) houve uma tendência de aumento da temperatura de fase densa que teve que ser corrigido pela redução de 80°C da temperatura da carga. Já na corrida "C" (rota de redução do tempo de contato) houve, ao contrário, uma tendência de queda na temperatura de fase densa do Regenerador que pôde ser aproveitada para a elevação em 120°C da temperatura da carga.
Observando-se diretamente o rendimento de coque resultante do balanço térmico e do ajuste da temperatura de carga em cada cenário, pode-se verificar que mesmo na rota de redução da TRX houve uma folga de 15% na produção de coque em relação ao caso base. Esta folga se deve à substituição do inventário catalítico de alta atividade (de maior tendência à formação de coque, ou de maior delta-coque) por um de baixa atividade (de menor delta-coque) apropriado para a operação em baixa conversão. A utilização de um catalisador de baixa atividade, para o balanço térmico, atua no sentido de resfriamento da temperatura de fase densa, mas para a corrida "B" grande parte deste benefício é consumido pela tendência de aquecimento da fase densa do Regenerador decorrente da baixa TRX no riser.
Na corrida "C", a folga da produção de coque é de 35% em relação ao caso base, significativamente maior que aquela obtida pela corrida "B". Isto ocorre porque a rota de baixo tempo de contato permite o aproveitamento integral de todo o resfriamento da temperatura da fase densa conseguido pela substituição do catalisador na unidade.
O benefício da utilização do baixo tempo de contato fica mais evidente quando se compara os resultados das corridas "B" e "C" (as duas com o mesmo catalisador). Ambas as corridas alcançaram o mesmo nível de conversão e de produção e qualidade do LCO. Na corrida "C", no entanto, houve uma folga térmica suficiente para elevar 200°C à temperatura da carga para a mesma temperatura de fase densa. Isto permitiu, a despeito da maior TRX (que aumenta a demanda de coque do conversor) na corrida "C", uma produção de coque 25% inferior àquela da corrida "B". Isto exemplifica uma forma de aproveitamento da folga térmica que a rota de baixo tempo de contato proporciona: a elevação da temperatura da carga reduz a demanda de coque no conversor, o que folga o soprador de ar de combustão. Esta folga do soprador de ar poderia ser utilizada para aumentar a vazão de carga da unidade sem a necessidade de investimentos na Seção de Regeneração do Conversor. No comparativo entre as corridas "B" e "C" evidencia-se que a redução de TRX não introduz a mesma folga e ampliação da janela operacional que a redução do tempo de contato proporciona.
Fica demonstrada no presente exemplo (com as corridas "B" e "C" à mesma conversão e à mesma qualidade do LCO) a superioridade, para o balanço térmico da unidade, da utilização do par baixo tempo de contato/maior TRX sobre o par alto tempo de contato/menor TRX. Além de possibilitar o aumento da temperatura de carga, o par baixo tempo de contato/maior TRX em uma unidade industrial ainda leva aos benefícios citados anteriormente: aumenta a confiabilidade operacional devido à redução na deposição de coque nos equipamentos da seção de reação e de retificação, e permite o processamento de cargas residuais na unidade.
Apesar do tempo de contato ser uma variável citada na literatura como uma das possíveis variáveis para ajuste de severidade reacional, a abordagem de que a utilização de baixo tempo de contato permite trabalhar com uma maior temperatura de reação e se auferir com isso de todos os benefícios advindos do uso do par baixo tempo de contato/maior TRX mesmo com o conversor voltado para a produção de médios (quando a maior parte dos processos de FCC de médios descritos na literatura segue a linha de redução da TRX) não é encontrada na literatura. Esta abordagem, aprendida pela requerente ao longo do desenvolvimento do seu processo de FCC para maximização de diesel, é um aspecto central da presente invenção, que conduzirá a uma nova filosofia de projeto de risers para unidades de FCC que contemplem casos de operação em máximo LCO.
Assim, a variável tempo de contato adquire importância fundamental neste processo. Unidades existentes poderão ser otimizadas para a operação em máximo LCO mediante a instalação de injetores de carga em posição mais elevada no ríser. E no caso de unidades novas, projetadas para campanhas bloqueadas entre máximo LCO ou máxima gasolina, o uso de injetores em elevações distintas passa a ser considerado (oferecendo flexibilidade para a unidade), associando-se a isto todos os benefícios de uso de maior TRX (balanço térmico favorável e confiabilidade operacional) mesmo na campanha de máximo LCO.
Num contexto em que o FCC é um dos principais produtores de gasolina na refinaria, e em que este derivado tem visto seu mercado reduzir, enquanto o mercado de diesel aumenta e, além disso, o rigor na especificação da qualidade do diesel também aumenta, o desenvolvimento de um processo de FCC que ajude a equacionar os excedentes de gasolina e de óleo combustível em um mercado carente de diesel tem importância estratégica e é fundamental para garantir a manutenção de um parque de refino em plena capacidade. São estes desafios que a presente invenção cumpre atender.

Claims

REIVINDICAÇÕES
1- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, caracterizado por compreender um conversor "A" (1 ) operando em baixa severidade, e voltado para a produção de LCO de melhor qualidade para ser incorporado ao pool de diesel da refinaria, e um conversor "B" (20) operando em alta severidade, sendo que os conversores "A" (1 ) e "B" (20) operam de forma articulada, com o conversor "B" (20) recebendo a nafta não especificada (NNE) (55) e o óleo decantado (OD) (58) gerados no conversor "A" (1), com o objetivo de readequar o perfil de produção e de qualidade dos demais produtos do processo, alcançando-se no conversor "B" (20) redução da produção de óleo combustível, especificação da gasolina e recuperação da produção de GLP.
2- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , caracterizado por a carga (50a) para o conversor "A" (1 ) ser composta de gasóleo pesado de destilação, gasóleo pesado de coque, resíduo atmosférico ou uma mistura destas correntes.
3- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , caracterizado por a carga (50b) do segundo conversor ser composta de gasóleo pesado de destilação, gasóleo pesado de coque, resíduo atmosférico ou uma mistura destas correntes.
4- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , caracterizado por o conversor "A" (1 ) compreender um riser Ί" (2), um vaso separador (3), um retificador (4) e um regenerador (6), com o catalisador escoando pelo standpipe (5) do retificador (4) para o regenerador (6) e pelo standpipe (7) do regenerador (6) para o riser "I" (2).
5- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , caracterizado por a baixa severidade no conversor "A" (1 ) compreender a utilização de um tempo de contato entre carga e catalisador no riser "I" (2) numa faixa entre 0,2s e 1 ,5s, preferencialmente entre 0,5s e 1 ,0s.
6- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , caracterizado por o conversor "B" (20) compreender um riser "II" (21 ), um riser "Ml" (28), um vaso separador (22), um retificador (23) e um regenerador (25), com o catalisador escoando pelo standpipe (24) do retificador (23) para o regenerador (25) e pelo standpipe (26) do regenerador (25) para o riser "II" (21 ) e pelo standpipe (27) do regenerador (25) para o riser "III" (28), sendo esta a configuração preferencial para o conversor "B" (20).
7- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , caracterizado por a carga (50c) a ser injetada no riser "II" (21 ) do conversor "B" (20), ser composta de gasóleo pesado de destilação, gasóleo pesado de coque, resíduo atmosférico ou uma mistura destas correntes.
8- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , caracterizado por o conversor "B" (40) compreender, alternativamente, um único riser (41 ), um vaso separador (42), um retificador (43) e um regenerador (45), com o catalisador escoando pelo standpipe (44) do vaso separador (42) para o regenerador (45) e pelo standpipe (46) do regenerador (45) para o riser (41 ).
9- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , caracterizado por os conversores "A" (1 ) e "B" (20) gerarem produtos de reação que seguem para diferentes torres fracionadoras, respectivamente as torres fracionadoras "A" (11 ) e "B" (31 ).
10- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com as reivindicações 1 e 8, caracterizado por os conversores "A" (1 ) e "B" (40) gerarem produtos de reação que seguem respectivamente as torres fracionadoras "A" (11 ) e "B" (33).
11- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com as reivindicações de 1 a 6, caracterizado por no conversor "A" (1 ), uma carga (50a) ser injetada num dispersor (8) em uma porção superior do riser Ί" (2) de baixa severidade (na operação máximo LCO) e, opcionalmente, ser injetada num dispersor (9) na base do riser Ί", permitindo flexibilidade para o refinador alterar para o modo máxima gasolina.
12- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com as reivindicações de 1 a 6, caracterizado por no riser Ί" (2) ocorrer reações de craqueamento a uma temperatura entre 510°C a 560°C, preferencialmente entre 530°C a 550°C, utilizando um catalisador de baixa atividade apropriado para a maximização do LCO.
13- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com as reivindicações de 1 a 6 e 9, caracterizado por os produtos de reação (52) do conversor "A" (1 ) serem hidrocarbonetos mais leves que a carga (50a), tais como, gasolina, GLP, gás combustível (GC) e LCO, mais o óleo decantado (OD), e estes serem enviados para uma torre fracionadora "A" (11 ), de onde é retirada a corrente de LCO (57) com qualidade adequada para incorporação ao "pool" de diesel.
14- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com as reivindicações de 1 a 6 e 9, caracterizado por no topo da torre fracionadora "A" (11) ser gerada uma corrente de gases úmidos (54) e uma corrente de nafta não especificada (NNE) (55), separadas num vaso de topo (12).
15- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6, caracterizado por a fração de NNE (55) ser enviada para a base de um riser "II" (21 ), de alta severidade, que faz parte do segundo conversor "B" (20); e alternativamente uma fração da NNE (56) ser enviada para a seção de "lift" do riser Ί" (2), que faz parte do primeiro conversor "A" (1 ).
16- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 e 8, caracterizado por a fração de NNE (55) ser enviada para a base (região de maior severidade) de um riser (41 ), que faz parte do segundo conversor "B" (40); e alternativamente uma fração da NNE (56) ser enviada para a seção de "lift" do riser Ί" (2), que faz parte do primeiro conversor "A" (1 ).
17- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6 e 9, caracterizado por no fundo da torre fracionadora "A" (1 1 ) sair uma corrente de OD (58) que é enviada para a base de um riser "Ml" (28) do conversor "B" (20).
18- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , 8 e 10, caracterizado por no fundo da torre fracionadora "A" (11 ) sair uma corrente de OD (58) que é enviada para um dispersor (48) que fica acima de um dispersor (47) de injeção de NNE (55), no riser (41 ) do conversor "B" (40).
19- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , caracterizado por os produtos de reação (61 ) do conversor "B" (20) serem enviados para uma torre fracionadora "B" (31 ) de onde sai uma corrente de LCO (65) para diluente de óleo combustível.
20- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , 8 e 10, caracterizado por os produtos de reação (68) do conversor "B" (40) serem enviados para uma torre fracionadora "B" (33) de onde sai uma corrente de LCO (72) para diluente de óleo combustível.
21 - PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6 e 9, caracterizado por no topo da torre fracionadora "B" (31 ) ser gerada uma corrente de gases úmidos (63) e uma corrente de nafta instabilizada com qualidade para gasolina (64), separadas no vaso de topo (32).
22- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , 8 e 10, caracterizado por no topo da torre fracionadora "B" (33) ser gerada uma corrente de gases úmidos (70) e uma corrente de nafta instabilizada com qualidade para gasolina (71 ), separadas em um vaso de topo (34).
23- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6 e 9, caracterizado por no fundo da torre fracionadora "B" (31) ser gerado OD (66) com especificação para resíduo aromático (OD para RARO).
24- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , 8 e 10, caracterizado por no fundo da torre fracionadora "B" (33) ser gerado OD (73) com especificação para resíduo aromático (OD para RARO).
25- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 e 21 , caracterizado por a fração de gases úmidos (63) que sai do vaso de topo (32) juntar-se a uma corrente de gases úmidos (54) do conversor "A" (1 ) e seguir para uma área de recuperação de gases comum, ou alternativamente para duas áreas de recuperação de gases distintas, se existirem.
26- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 e 22, caracterizado por a fração de gases úmidos (70) que sai do vaso de topo (34) juntar-se a uma corrente de gases úmidos (54) do conversor "A" (1) e seguir para uma área de recuperação de gases comum, ou alternativamente para duas áreas de recuperação de gases distintas, se existirem.
27- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6 e 9, caracterizado por a nafta não especificada (NNE) (55) e o óleo decantado (OD) (58), ambos retirados da torre fracionadora "A" (1 1 ), serem enviados para recraqueamento no conversor "B" (20), que possui dois risers independentes, o riser "II" (21 ) e o riser "Ml" (28), sendo o primeiro para o craqueamento da NNE (55) e o segundo para o craqueamento do OD (58).
28- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , 8 e 10, caracterizado por a nafta não especificada (NNE) (55) e o óleo decantado (OD) (58), ambos retirados da torre fracionadora "A" (1 1 ), serem enviados para recraqueamento no conversor "B" (40), que possui um único riser (41 ), onde a NNE (55) é craqueada na seção de "lift" do mesmo e o OD (58) é craqueado na seção superior.
29- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6, caracterizado por o conversor "B" (20) possuir a alternativa de processar carga fresca (50b) num mesmo dispersor (30) usado para o OD (58), ou em um outro nível de dispersor no riser "III" (28).
30- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 e 8, caracterizado por o conversor "B" (40) possuir a alternativa de processar carga fresca (50b) num mesmo dispersor (48) usado para o OD (58), ou em um outro nível de dispersor no riser (41 ).
31- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6, caracterizado por o conversor "B" (20) possuir a alternativa de processar carga fresca (50c) num dispersor (35) do riser "II" (21 ) se o modo de operação do conversor "A" (1 ) for alterado para o de maximização de Gasolina.
32- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6, caracterizado por o conversor "B" (20) possuir um sistema catalítico de alta atividade, apropriado para o craqueamento da NNE (55) e do OD (58) e diferente do sistema catalítico de baixa atividade utilizado no conversor "A" (1 ) para craqueamento de uma carga (50a).
33- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6, caracterizado por o conversor "B" (40) possuir um sistema catalítico de alta atividade, apropriado para o craqueamento da NNE (55) e do OD (58) e diferente do sistema catalítico de baixa atividade utilizado no conversor "A" (1 ) para craqueamento da carga (50a).
34- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6, caracterizado por dispor de dois risers independentes no conversor "B" (20), o que permite que as temperaturas de reação de cada um sejam ajustadas de acordo com a faixa mais recomendada para maximizar o craqueamento de cada uma das correntes NNE (55) e OD (58), sendo esta a configuração preferencial para o craqueamento destas correntes.
35- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6, caracterizado por o riser "II" (21) operar com temperatura de reação entre 540°C a 600°C.
36- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6, caracterizado por o riser "III" (28) operar com temperatura de reação entre 530°C a 560°C.
37- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 e 8, caracterizado por dispor de um único riser (41) no conversor "B" (40) que opera com temperatura de reação entre 530°C a 570°C, com o craqueamento da NNE (55) sendo realizado na seção de "lift" na base do riser (41) e o craqueamento do OD (58) sendo realizado em um ponto superior.
38- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6, caracterizado por o riser "III" (28) de recraqueamento do OD (58) operar com temperatura de reação e tempo de contato elevados, cumprindo o objetivo de reduzir a produção de OD, mas gerando alguma quantidade de LCO de pior qualidade (65).
39- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 e 8, caracterizado por o riser (41 ) de recraqueamento de NNE (55) e OD (58) operar com temperatura de reação e tempo de contato elevados, cumprindo o objetivo de reduzir a produção de OD, mas gerando alguma quantidade de LCO de pior qualidade (72).
40- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 a 6, caracterizado por o LCO (65) de pior qualidade gerado pelo recraqueamento do OD (58) no conversor "B" (20) ser isolado do LCO (57) de alta qualidade produzido no craqueamento da carga (50a) em baixa severidade no conversor "A" (1 ).
41- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , 8 e 39, caracterizado por o LCO (72) de pior qualidade gerado pelo recraqueamento do OD (58) juntamente com a NNE (55) no riser (41) do conversor "B" (40) ser isolado do LCO (57) de alta qualidade produzido no craqueamento da carga (50a) em baixa severidade no conversor "A" (1).
42- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , caracterizado por compreender uma área de recuperação de gases (36) onde são produzidas frações de GC (74), GLP (75) e Gasolina (76).
43- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , caracterizado alternativamente por o fluxo da mistura reativa catalisador/óleo em qualquer um dos conversores ser descendente.
44- PROCESSO DE FCC PARA MAXIMIZAÇÃO DE DIESEL, de acordo com a reivindicação 1 , caracterizado por este processo permitir ser aplicado a uma unidade de FCC existente.
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Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2015077124A1 (en) * 2013-11-21 2015-05-28 Kellogg Brown & Root Llc Reactor and main fractionator configuration for producing diesel

Families Citing this family (3)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
TW202104562A (zh) * 2019-04-03 2021-02-01 美商魯瑪斯科技有限責任公司 用於升級輕油系列材料之合併有固體分離裝置之分段流體化媒裂程序
US20220081624A1 (en) * 2020-09-14 2022-03-17 Saudi Arabian Oil Company Methods for upgrading hydrocarbon feeds to produce olefins
CN112420132A (zh) * 2020-10-29 2021-02-26 重庆大学 一种汽油催化裂化过程产品质量优化控制方法

Citations (15)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20040029717A1 (en) * 2002-06-28 2004-02-12 O'connor Paul FCC catalyst for reducing the sulfur content in gasoline and diesel
US20040031727A1 (en) * 2002-06-25 2004-02-19 O'conner Paul Use of cationic layered materials, compositions, comprising these materials, and the preparation of cationic layered materials
US7074321B1 (en) * 2002-11-12 2006-07-11 Uop Llc Combination hydrocracking process for the production of low sulfur motor fuels
WO2006104662A1 (en) * 2005-03-28 2006-10-05 Exxonmobil Research And Engineering Company Fcc process combining molecular separation with staged conversion
WO2006124175A2 (en) * 2005-05-19 2006-11-23 Uop Llc An integrated fluid catalytic cracking process
US20060289338A1 (en) * 2005-06-09 2006-12-28 Christophe Gueret Process of mild hydrocracking including a dilution of the feedstock
US20070007176A1 (en) * 2005-07-07 2007-01-11 Petroleo Brasileiro S.A. Catalytic cracking process for the production of diesel from vegetal oils
BRPI0504321A (pt) * 2005-10-07 2007-06-26 Petroleo Brasileiro Sa processo e aparato para a maximização de destilados médios de fcc
WO2008148686A1 (en) * 2007-06-08 2008-12-11 Albemarle Netherlands, B.V. Catalytic cracking and hydroprocessing process for high diesel yield with low aromatic content and/or high propylene yield
EP2009079A2 (en) * 2007-06-21 2008-12-31 Petroleo Brasileiro S.A. - Petrobras Catalytic cracking process for production of diesel from seeds of oleaginous plants
US20090065393A1 (en) * 2007-09-07 2009-03-12 Uop, Llc Fluid catalytic cracking and hydrotreating processes for fabricating diesel fuel from waxes
EP2053115A1 (en) * 2006-08-18 2009-04-29 Nippon Oil Corporation Method of treating biomass, fuel for fuel cell, gasoline, diesel fuel, liquefied petroleum gas, and synthetic resin
EP2055760A1 (en) * 2007-10-29 2009-05-06 Petroleo Brasileiro S.A. - PETROBAS Catalytic system and additive for maximisation of light olefins in fluid catalytic cracking units in operations of low severity
WO2010093135A2 (ko) * 2009-02-10 2010-08-19 에스케이에너지 주식회사 질소를 이용한 스트리핑 방법
US20110000818A1 (en) * 2008-03-13 2011-01-06 China Petroleum & Chemical Corporation process for converting inferior feedstock to high quality fuel oil

Family Cites Families (7)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US5009769A (en) * 1989-02-06 1991-04-23 Stone & Webster Engineering Corporation Process for catalytic cracking of hydrocarbons
WO2001000750A1 (en) * 1999-06-23 2001-01-04 China Petrochemical Corporation Catalytic converting process for producing prolifically diesel oil and liquefied gas
CA2634526A1 (en) * 2005-12-22 2007-07-26 Albemarle Netherlands Bv Novel cracking catalytic compositions
BRPI0800236B1 (pt) * 2008-01-24 2019-05-14 Petroleo Brasileiro S.A. - Petrobras Processo e equipamento de craqueamento catalítico fluido para a produção de destilados médios de baixa aromaticidade
US8354018B2 (en) * 2009-11-09 2013-01-15 Uop Llc Process for recovering products from two reactors
FR2953851B1 (fr) * 2009-12-14 2012-12-21 Total Raffinage Marketing Procede de craquage catalytique avec maximisation des bases gazoles
FR2959748B1 (fr) * 2010-05-06 2012-05-18 Inst Francais Du Petrole Procede de craquage catalytique avec recycle d'une coupe olefinique prelevee en amont de la section de separation des gaz afin de maximiser la production de propylene.

Patent Citations (15)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US20040031727A1 (en) * 2002-06-25 2004-02-19 O'conner Paul Use of cationic layered materials, compositions, comprising these materials, and the preparation of cationic layered materials
US20040029717A1 (en) * 2002-06-28 2004-02-12 O'connor Paul FCC catalyst for reducing the sulfur content in gasoline and diesel
US7074321B1 (en) * 2002-11-12 2006-07-11 Uop Llc Combination hydrocracking process for the production of low sulfur motor fuels
WO2006104662A1 (en) * 2005-03-28 2006-10-05 Exxonmobil Research And Engineering Company Fcc process combining molecular separation with staged conversion
WO2006124175A2 (en) * 2005-05-19 2006-11-23 Uop Llc An integrated fluid catalytic cracking process
US20060289338A1 (en) * 2005-06-09 2006-12-28 Christophe Gueret Process of mild hydrocracking including a dilution of the feedstock
US20070007176A1 (en) * 2005-07-07 2007-01-11 Petroleo Brasileiro S.A. Catalytic cracking process for the production of diesel from vegetal oils
BRPI0504321A (pt) * 2005-10-07 2007-06-26 Petroleo Brasileiro Sa processo e aparato para a maximização de destilados médios de fcc
EP2053115A1 (en) * 2006-08-18 2009-04-29 Nippon Oil Corporation Method of treating biomass, fuel for fuel cell, gasoline, diesel fuel, liquefied petroleum gas, and synthetic resin
WO2008148686A1 (en) * 2007-06-08 2008-12-11 Albemarle Netherlands, B.V. Catalytic cracking and hydroprocessing process for high diesel yield with low aromatic content and/or high propylene yield
EP2009079A2 (en) * 2007-06-21 2008-12-31 Petroleo Brasileiro S.A. - Petrobras Catalytic cracking process for production of diesel from seeds of oleaginous plants
US20090065393A1 (en) * 2007-09-07 2009-03-12 Uop, Llc Fluid catalytic cracking and hydrotreating processes for fabricating diesel fuel from waxes
EP2055760A1 (en) * 2007-10-29 2009-05-06 Petroleo Brasileiro S.A. - PETROBAS Catalytic system and additive for maximisation of light olefins in fluid catalytic cracking units in operations of low severity
US20110000818A1 (en) * 2008-03-13 2011-01-06 China Petroleum & Chemical Corporation process for converting inferior feedstock to high quality fuel oil
WO2010093135A2 (ko) * 2009-02-10 2010-08-19 에스케이에너지 주식회사 질소를 이용한 스트리핑 방법

Non-Patent Citations (2)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Title
MCLEAN, J.B. ET AL.: "Adaptation of fluid catalytic cracking for diesel maximization: Feedstock, process, and catalytst implications.", 8TH INTERNATIONAL SYMPOSIUM ON FCC CRACKING., 17 August 2009 (2009-08-17) *
ZHANG, R. ET AL.: "Studies on Maximizing Diesel Oil Production from FCC", FIFTH INTERNACIONAL SYMPOSIUM ON THE ADVANCES IN FLUID CATALYTIC CRACKING, 1999, pages 457 - 459 *

Cited By (1)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
WO2015077124A1 (en) * 2013-11-21 2015-05-28 Kellogg Brown & Root Llc Reactor and main fractionator configuration for producing diesel

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Publication number Publication date
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